/
Текст
м. А. БЕРЛИН,
В. Г. ГОРЕЧЕНКОВ,
Н. П. ВОЛКОВ
ПЕРЕРАБОТКА
НЕФТЯНЫХ
И ПРИРОДНЫХ
ГАЗОВ
МОСКВА ХИМИЯ 1981
6П7.43
Б49
УДК 665.632
Берлин М. А., Гореченков В. Г., Волков Н. П.
Переработка нефтяных и природных газов. —М.: Хи-
мия, 1981 г. — 472 с., ил.
В книге освещены теоретические основы процессов переработки при-
родных и нефтяных газов и газового конденсата. Даны сведения об аппа-
ратуре, технологических схемах и машинных методах проектирования,
газоперерабатывающих заводов.
Книга предназначена для инженеров — эксплуатационников и про-
ектировщиков ГПЗ, может быть полезна студентам старших курсов хими-
ческих и нефтяных вузов при курсовом и дипломном проектировании.
472 с., 248 рис., 54 табл., 278 библиографических ссылок
Рецензент: докт. техн, наук А- Л. Халиф
@ Издательство «Химия», 1981 г.
СОДЕРЖАНИЕ
Предисловие 7
Введение 8
Литература 15
Раздел I. Сырьевая база газоперерабатывающей промышленности 16
Нефтяные газы СССР 16
Природные газы основных газовых и газоконденсатных 22
месторождений СССР
Газовые конденсаты основных газоконденсатных 22
месторождений СССР
Литература 26
Раздел II. Методы расчета фазового равновесия и термодинами-
ческих свойств углеводородных систем 27
ГЛАВА 1. РАВНОВЕСИЕ ГЕТЕРОГЕННЫХ СИСТЕМ 27
Основные уравнения состояния углеводородных газов 27
ГЛАВА 2. ФАЗОВЫЕ РАВНОВЕСИЯ УГЛЕВОДОРОДНЫХ 43
СИСТЕМ
Основные уравнения для определения коэффициентов 43
летучести и активности углеводородов
Аналитические методы определения констант фазового 47
равновесия углеводородов
Графические методы определения констант фазового равновесия 57
углеводородов
ГЛАВА 3. ТЕПЛОФИЗИЧЕСКИЕ СВОЙСТВА ИНДИВИДУАЛЬНЫХ 66
УГЛЕВОДОРОДОВ И ИХ СМЕСЕЙ
Температура кипения и давление насыщенных паров 66
Критические температура, давление и объем 69
Фактор ацентричности 76
Коэффициент сжимаемости, плотность, мольный объем 78
Энтальпия 87
Теплоемкость 97
Энтропия 102
Вязкость 106
Теплопроводность 109
Литература 111
3
Раздел III. Основные технологические процессы переработки газа из
ГЛАВА 1. ОСУШКА ГАЗА ИЗ
Общие сведения ИЗ
Методы предупреждения гидратообразования 116
Методы осушки газа 122
ГЛАВА 2. ОЧИСТКА ГАЗА ОТ СЕРОВОДОРОДА, ДИОКСИДА
УГЛЕРОДА И СЕРООРГАНИЧЕСКИХ СОЕДИНЕНИЙ 135
Общие сведения 135
Очистка газа алканоламиновыми растворителями 142
Очистка газа физическими и комбинированными 149
растворителями
Выбор растворителя для очистки газа от сероводорода и 157
диоксида углерода
ГЛАВА 3. ПЕРЕРАБОТКА ГАЗА МЕТОДОМ КОНДЕНСАЦИИ 160
Общие сведения 160
Технологические схемы переработки газа методом 167
низкотемпературной конденсации
• Схемы низкотемпературной конденсации с внешним 168
холодильным циклом
Схемы низкотемпературной конденсации с внутренними 180
холодильными циклами
Схемы низкотемпературной конденсации с комбинированными - 183
холодильными циклами
ГЛАВА 4. ПЕРЕРАБОТКА ГАЗА МЕТОДОМ АБСОРБЦИИ 195
Физическая сущность и основные закономерности процесса 195
Технологические схемы процесса переработки газа методом 202
абсорбции
Параметры работы и пути совершенствования основных узлов 206
схемы низкотемпературной абсорбции
Технологические схемы современных установок 239
низкотемпературной абсорбции
ГЛАВА 5. ПЕРЕРАБОТКА ГАЗА МЕТОДОМ 247
НИЗКОТЕМПЕРАТУРНОЙ РЕКТИФИКАЦИИ
ГЛАВА 6. ОБЛАСТИ ПРИМЕНЕНИЯ РАЗЛИЧНЫХ ПРОЦЕССОВ 253
ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА
ГЛАВА 7. ТЕХНОЛОГИЯ ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗОВОГО 258
КОНДЕНСАТА
Литература 264
4
Раздел IV. Расчет, основных процессов и технологических 268
схем переработки газа
ГЛАВА 1. РАСЧЕТЫ ОСНОВНЫХ ПРОЦЕССОВ ПЕРЕРАБОТКИ 269
ГАЗА
Осушка 269
Аминовая очистка 282
Компримирование газа 287
Процесс теплообмена 289
Узел разделения 292
Узел смешения 292
Точка кипения и точка росы смеси углеводородов 293
Однократная конденсация (испарение) 294
Расширение газа в детандере 305
Методы расчетов процессов абсорбции и ректификации 306
Расчет процесса абсорбции — ректификации в обобщенном 310
массообменном тарельчатом аппарате
ГЛАВА 2. МАТЕМАТИЧЕСКОЕ МОДЕЛИРОВАНИЕ И РАСЧЕТ 313
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА
Расчет технологической схемы НТК 314
Расчет технологической схемы НТА 318
Расчет схемы НТР 326
ГЛАВА 3 МЕТОДИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ ОПТИМИЗАЦИИ 328
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ, РЕЖИМОВ И
ОБОРУДОВАНИЯ ГПЗ
Принципы построения систем оптимизации ГПЗ 328
Синтез технологических схем ГПЗ 333
Литература 356
Раздел V. Аппаратурное оформление ГПЗ 357
ГЛАВА 1. РАЗДЕЛИТЕЛЬНАЯ АППАРАТУРА В ПРОЦЕССАХ 357
ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА
Основные характеристики разделительной аппаратуры 358
Рекомендации по выбору аппаратов для очистки газа от 360
механических примесей
Газожидкостные сепараторы 363
ГЛАВА 2. КОМПРЕССОРЫ ДЛЯ НЕФТЯНОГО ГАЗА 373
Краткая характеристика 373
Поверочные расчеты и расчеты с целью выбора компрессоров 376
ГЛАВА 3. ХОЛОДИЛЬНЫЕ МАШИНЫ 378
5
ГЛАВА 4. НАСОСЫ 382
Центробежные насосы 382
Герметические электронасосы 334
ГЛАВА 5. АБСОРБЦИОННЫЕ И РЕКТИФИКАЦИОННЫЕ 389
КОЛОННЫ
Общие сведения 390
Гидравлический расчет колонн с прямоточными клапанными 400
тарелками
Гидравлический расчет колонн с многопоточными ситчатыми 405
тарелками (типа МД)
Гидравлический расчет колонн с провальными трубчато- 409
решетчатыми тарелками
Гидравлический расчет колонн с провальными решетчатыми 411
тарелками
ГЛАВА 6. ТЕПЛООБМЕННОЕ ОБОРУДОВАНИЕ 413
•
Общие сведения 413
Основы проектного и поверочного расчетов теплообменных 420
аппаратов
Элементы расчета пластинчатых теплообменников 432
Элементы расчета аппаратов воздушного охлаждения 438
Литература 459
Приложение 461
Предметный указатель 466
ПРЕДИСЛОВИЕ
За истекшие 10 лет в области переработки нефтяных и природных
газов произошли большие изменения — построены крупные пред-
приятия, расширена сырьевая база газоперерабатывающих за-
водов, получены новые теоретические и экспериментальные данные
по технологии и процессам переработки газа и аппаратурному
их оформлению; изменилась роль и значение газоперерабатываю-
щих заводов. Поэтому авторы сочли возможным обобщить имею-
щиеся в этой области материалы, тем более, что после выхода
в свет последних монографий по технологии и процессам пере-
работки нефтяных и природных газов прошло много лет.
Введение написано к. т. н. В. Г. Гореченковым, раздел I —
инж. Н. П. Волковым и к. т. н. М. А. Берлиным; раздел II —
М. А. Берлиным и В. Г. Гореченковым с участием ин«. О. М. Ку-
диновой; раздел III: главы 1 и 2 — В. Г. Гореченковым, глава 3—
М. А. Берлиным, глава 4 — В. Г. Гореченковым и М. А. Бер-
линым с участием к. т. н. С. П. Гнусовой, главы 5, 6 и 7 —
М. А. Берлиным и Н. П. Волковым; раздел IV: главы 1 и 2 —
М. А. Берлиным, глава 3 — М. А. Берлиным и д. т. н. Т. Е. Ка-
невцом; раздел V: главы 1, 2, 3, 4 и 6 — М. А. Берлиным и
Н. П. Волковым, глава 5 — В. Г. Гореченковым.
Авторы выражают признательность рецензенту д. т. н.
А. Л. Халифу и сотрудникам йнститута ВНИИгаз к. т. н.
А. Д. Барсуку, к. т. н. Е. Н. Туревскому и к. т. н. В. П. Ла-
кееву за ценные советы и критические замечания, которые были
учтены при окончательном редактировании рукописи.
Авторы будут благодарны читателям за критические заме-
чания и пожелания, направленные на улучшение книги.
ВВЕДЕНИЕ
Нефтяные и природные газы, добываемые из недр земли, пред-
ставляют собой смесь углеводородов метанового ряда — метана,
этана, пропана, бутанов и других. В некоторых газах наряду
с углеводородами могут содержаться гелий, азот, диоксид угле-
рода, сероводород и другие неуглеводородные компоненты. Число
и содержание их изменяются в широких пределах. В общем объеме
добываемого газа большая часть приходится на метан, который ис-
пользуют в основном как котельно-печное топливо. Ресурсов этана,
пропана, бутанов и более тяжелых углеводородов — сырьевой ос-
новы промышленности органического синтеза — значительно мень-
ше, чем метана. Поэтому в СССР и других странах большое значе-
ние придается рациональному использованию этих углеводородов.
Нефтяные и природные газы являются основными источниками
получения одного из важнейших и перспективных видов химиче-
ского и нефтехимического сырья — этана, из которого в США вы-
рабатывают около 40% этилена, необходимого для производства
пластических масс, оксида этилена, поверхностно-активных ве-
ществ и многих других химических продуктов и полупродуктов
(по объему производства и структуре потребления этилена опре-
деляют уровень развития промышленности органического син-
теза). В США в связи с высокой эффективностью этого сырья произ-
водство этана увеличивалось в конце 60-х годов на 24—31%.
Впоследствии ежегодный прирост составлял от 5 до 25% [1—3].
В США и Канаде для транспортирования этана построены круп-
ные трубопроводные системы. В 1977 г., например, было завер-
шено строительство трубопровода протяженностью около 3 тыс. км,
предназначенного для транспортирования этана, этилена, про-
пана и бутанов из западных районов Канады на восток стра-
ны и далее в США (производительность трубопровода 2,2—
2,4 млн. т/г, рабочее давление 10 МПа) [4, 5].
В Западной Европе после открытия крупных месторождений
природного газа повысился интерес к легкому пиролизному
сырью, поскольку из этана можно вырабатывать до 25% этилена.
Повышенный интерес к этому сырью объясняется тем, что исполь-
зование этана в химической и нефтехимической промышленности
позволяет улучшить структуру пиролизного сырья и обеспечить
высокую сбалансированность производства и потребления этилена
с одной стороны, бутадиена и других побочных продуктов пиро-
лиза бензина, с другой стороны.
8
Использование этана позволяет существенно уменьшить капи-
тальные вложения в производство этилена и сократить сроки строи-
тельства химических и нефтехимических производств с закончен-
ным технологическим циклом (этилен — полиэтилен, этилен —
этиловый спирт и т. д.), так как при пиролизе этана обеспечи-
вается минимальный выход побочных продуктов, для утилизации
которых требуются большие капитальные вложения (выход эти-
лена из этана 70%, из бензина 27%, из вакуумного газойля
15%).
Если этиленовые производства ориентировать только на бен-
зин, то соотношение ресурсов этилена и пропилена составит при-
мерно 1 : 0,5. А это значит, что для сбалансированного развития
необходимо строго соблюдать такое же соотношение при нара-
щивании мощностей по переработке этилена и пропилена. Такая
синхронизация не всегда оказывается возможной. Особенно боль-
шие трудности в реализации сбалансированного развития возни-
кают при строительстве этиленовых установок большой единичной
мощности.
I В ближайшие годы по мере углубления переработки нефти
это соотношение будет уменьшаться в связи с увеличением ресур-
сов пропилена на нефтеперерабатывающих заводах (по содержа-
нию пропилена составы газов пиролиза бензина и каталитиче-
ского крекинга тяжелых нефтяных фракций примерно равно-
ценны). Следовательно, в этих условиях при сохранении темпов
развития этиленпотребляющих производств и отсутствии воз-
можности (или необходимости) увеличения темпов развития про-
пиленпотребляющих производств пропилен каталитического кре-
кинга будет использоваться в качестве топлива, а пиролизный
пропилен, полученный из бензина, — для производства хими-
ческой продукции. Такое положение вряд ли может быть признано
целесообразным при дефиците прямогонных нефтяных фракций
и наличии больших ресурсов этана. Поэтому в США, например,
около 7 млн. т этилена получают из этана при общем объеме произ-
водства этого мономера 18 млн. т в 1980 г? [6] (1 т этана заме-
няет примерно 2 т бензина).
При отсутствии этана аналогичное положение с использова-
нием ресурсов пропилена может сложиться и при увеличении
темпов прироста производства этилена, которое может быть обус-
ловлено ускоренным развитием производства изделии из полиэти-
лена (труб и др.) и необходимостью организации крупнотоннаж-
ного производства кормового белка из синтетического этилового
спирта методом микробиологического синтеза. В перспективе
этан может превратиться в ряде случаев из альтернативного в ос-
новное углеводородное сырье — ведутся разработки синтеза ви-
нилхлорида, ацетальдегида, этилового спирта и других продуктов
непосредственно из этана, минуя дорогостоящую стадию произ-
водства этилена [7]. Таким образом, этан — это весьма ценное и
Высокоэффективное химическое и нефтехимическое сырье.
9
Для рационального использования углеводородного сырья
нефтяной и природный газ с повышенным содержанием этана це-
лесообразно транспортировать в районы потребления так, чтобы по
мере необходимости этот газ можно было использовать для произ-
водства этана. Транспортная схема должна обеспечивать возмож-
ность подачи этансодержащего газа до определенных пунктов
в чистом виде — без смешения с метановым газом. Дополнитель-
ные капитальные вложения, которые могут потребоваться при
раздельном транспортировании метанового и этансодержащего
газов, окупятся, так как в этом случае можно будет получить допол-
нительные ресурсы этана и использовать их для производства
этилена вместо дорогостоящих углеводородных фракций — про-
дуктов переработки мазута и угля (затраты на производство 3—
4 млн. т в год бензиновых фракций из угля соизмеримы с капи-
тальными затратами, необходимыми для строительства крупных
газопроводов). В связи с высокой эффективностью газового сырья
может оказаться целесообразным извлекать этан из природных и
нефтяных газов и закачивать в одно или несколько газовых или
газоконденсатных месторождений, которые в связи с истощением
собственных запасов газа могут быть использованы в качестве
подземных хранилищ. При наличии такой системы появятся
дополнительные возможности для более гибкого использования
минерально-сырьевых ресурсов нефтяных, газовых и газоконден-
сатных месторождений (в этансодержащих природных газах на
долю этана приходится около 55% от всех потенциальных запа-
сов углеводородов — от этана до бутанов включительно).
На ГПЗ из нефтяных и природных газов получают большое
количество пропана — в США около 65% пропана вырабатывают
на газоперерабатывающих заводах [8]. В чистом виде или в смеси
с бутаном пропан используют в качестве нефтехимического (пиро-
лизного) сырья, коммунально-бытового и моторного топлива,
для огневой культивации почвы, сушки сельскохозяйственной
продукции и других целей. Кроме этана и пропана, из нефтяных
и природных газов извлекают н-бутан, изобутан, н-пентан и
изопентан, которые используют для производства синтетического
каучука, коммунально-бытового и моторного топлива.
Высокая эффективность использования этана, пропана и дру-
гих гомологов метана длительное время стимулирует развитие
добычи и производства этого сырья в США, Канаде и других
странах. Ниже приведены объемы производства этана, пропана
и других углеводородов на газоперерабатывающих заводах США
и Канады (по состоянию на 1 января 1979 г.) [9]:
США Канада
Число заводов...................... 762
Мощность по газу, млрд. м3/г
проектная.......................... 719,0
фактическая................... 463,2
225
145,5
90,7
10
Продукция, тыс. м3/г
этан 9 712 503
пропан 14 944 2 789
изобутан 2 063 343
я-бутан 5 920 1 437
смесь фракций смесь газового бензина и ежи- 1 780 670
женных газов 50 503 1 789
дебутанизированный бензин 7 017 3 968
другие продукты 7 810 1 079
Всего. . . 99 749 12 578
Мировая практика показывает, что при наличии больших
запасов природных и нефтяных газов на базе этого сырья могут
быть организованы крупнотоннажные и высокорентабельные про-
изводства этана, сжиженных газов (пропана, бутанов) и других
видов углеводородного сырья и моторного топлива. Объемы
производства этой продукции могут быть соизмеримы с ресур-
сами сырья и моторного топлива, получаемыми в результате уг-
лубления переработки нефти,- Учитывая высокую эффективность
газового сырья и повышенный интерес к нему на мировом рынке,
многие нефтедобывающие страны осуществляют строительство,
расширение и реконструкцию газоперерабатывающих заводов.
В ближайшие годы страны Ближнего Востока (Иран, Саудов-
ская Аравия, Бахрейн и др.) предполагают завершить программу
по сбору, переработке и транспортированию нефтяного газа общей
стоимостью около 33 млрд. долл. Считают, что это позволит экспор-
тировать около 46 млн. т в год сжиженных нефтяных газов [10].
Одним из элементов программы является строительство крупных
мощностей по производству этилена, полиэтилена, стирола и
другой нефтехимической продукции — Саудовская Аравия имеет
в виду довести производство этой продукции до 8% мирового объ-
ема [11]. В 1978 г. в капиталистических странах (без США)
на строительство газоперерабатывающих заводов затрачено
3,2 млрд, долл., что составляет около 50% к объему капитальных
вложений в нефтеперерабатывающую промышленность [12].
В перспективе актуальность комплексного подхода к исполь-
зованию ресурсов нефтяных и природных газов возрастет, так как
увеличение производства моторных топлив и нефтехимического
сырья будет обеспечиваться в основном за счет увеличения мощ-
ностей вторичных процессов переработки нефти (каталитического
крекинга и др.) и ввода мощностей по переработке угля, для
стооительства которых требуются большие капитальные вложе-
ния. Для организации производства 3—4 млн. т в год моторного
топлива из угля необходимы примерно такие же капитальные
вложения, какие требуются для обеспечения добычи 45 млрд, м3
в год природного газа и производства из этого сырья 5,5 млн. т
этана, сжиженных газов и другой продукции. Поэтому в США,
например, где имеются крупные запасы различных минерально-
11
сырьевых ресурсов, нефтяной и природный газ длительное время
был и остается одним из основных источников производства лег-
кого углеводородного сырья и других сырьевых продуктов.
Многие страны мира из-за отсутствия или ограниченных
ресурсов этана и сжиженных газов (пропана и др.) стоят перед
проблемой перевода пиролизных агрегатов нефтехимических про-
изводств на переработку тяжелых нефтяных фракций. Это
значительно увеличит капитальные вложения и может вызвать
снижение темпов развития нефтехимической промышленности.
Природный и нефтяной газ — это не только топливо и сырье
для производства этана, пропана и других гомологов метана. При
очистке и переработке газа получают большие количества дешевой
серы, гелия и других неорганических продуктов, необходимых для
развития ряда отраслей народного хозяйства. Канада благодаря
наличию крупных мощностей по переработке сероводородсодер-
жащих природных газов занимает среди капиталистических стран
второе место по производству серы [13 ]. По производству гелия—
одного из важнейших и перспективных продуктов — первое место
занимают США [14]. Структура потребления гелия характери-
зуется следующими данными (в % об.) [15]: ракетно-космическая
техника — 19; контролируемые атмосферы — 12; искусственные
дыхательные смеси — 6; исследования — 15; сварка в атмосфере
инертного газа — 18; криогенная техника — 6; теплопередача —
7; хроматография — 4; другие области — 13. В перспективе гелий
предполагают широко использовать в атомной энергетике, криоген-
ной электротехнике и других областях [16].
Производство гелия в США осуществляется на 12 заводах.
Объем производства — около 135 млн. м3 в год. Потребление
гелия: в 1980 г. — 35 млн. м3, в 1999 г. прогноз — 60 млн. м3
[17]. Согласно долгосрочной правительственной программе весь
избыток получаемого на заводах гелия закачивается в специаль-
ные подземные хранилища с тем, чтобы в будущем, когда запасы
гелиеносных природных и нефтяных газов истощатся, этот гелий
можно было использовать. Такие мероприятия оправданы, так
как получение гелия из воздуха — единственного альтернатив-
ного сырьевого источника — во много раз дороже [18]. В связи
с этим при обсуждении в Конгрессе США гелиевого закона в 1980 г.
были внесены предложения об увеличении государственных за-
пасов гелия с 1,1 млрд, м3 в 1980 г. до 2,4 млрд, м3 к концу 1990-х
годов [17].
Все это свидетельствует о том, что минерально-сырьевые ре-
сурсы нефтяных, газовых и газоконденсатных месторождений
являются крупным национальным богатством, рациональное ис-
пользование которых зависит в частности от наличия мощностей
по переработке нефтяных и природных газов.
В СССР промышленность по переработке газа начала разви-
ваться особенно быстрыми темпами после открытия и освоения
нефтяных, газовых и газоконденсатных месторождений в Среднем
12
Поволжье, на Урале, в Западной Сибири и Средней Азии. За ру-
бежом нефтяной и природный газ начали перерабатывать в 20-х
годах нашего столетия. Наиболее широкое развитие это направ-
ление получило в США, Канаде и других странах. Ниже приве-
дены основные этапы развития переработки газа в США.
Первый этап (20-е — 40-е годы) назван «эрой газового бен-
зина», так как газоперерабатывающие заводы (в то время их на-
зывали газобензиновыми) строили с целью извлечения газового
бензина и подготовки газа к транспортированию. На ГПЗ из газа
удалялись механические примеси и свободная влага (вода и
углеводородный конденсат), производились осушка газа до за-
данной точки росы и извлечение из газа газового бензина (он
состоял в основном из пентанов и более тяжелых углеводородов).
Осушка от воды и отбензинивание газа осуществляются с целью
предупреждения образования кристаллогидратов (соединений воды
и углеводородов) и конденсации тяжелых углеводородов в про-
цессе транспортирования газа по газопроводам (газ быстро ох-
лаждается в газопроводе до температуры грунта).
При наличии кристаллогидратов и углеводородного конден-
сата нормальная эксплуатация газопровода может быть нарушена
или сильно затруднена, так как кристаллогидраты закупоривают
рабочее пространство газопровода, а углеводородный конденсат
скапливается в «низких» местах трассы, в результате чего увели-
чивается гидравлическое сопротивление системы. При этом воз-
никают пульсации давления, которые могут привести к наруше-
нию режима эксплуатации газопровода и возникновению аварий-
ной обстановки.
Таким образом, на ГПЗ готовили газ к транспортированию
и попутно получали газовый бензин, который использовали
в качестве компонента моторного топлива. В этот период на за-
водах преобладали компрессионные методы осушки и отбензи-
нивания газа — газ компримировали до определенного давления
и охлаждали водой, в результате чего происходила конденсация
паров воды и тяжелых углеводородов (газового бензина).
Второй этап (50-е — 60-е годы) назван «эрой сжиженных
газов», так как газоперерабатывающие заводы стали строить
в основном с целью извлечения сжиженных газов (пропана и
бутанов), которые использовали в качестве коммунально-быто-
вого и моторного топлива и нефтехимического сырья. При этом
одновременно с пропаном и бутаном из газа извлекали и газовый
бензин.
В связи с необходимостью извлечения сжиженных газов
схемы переработки нефтяного и природного газа усложнились:
вначале были применены абсорбционные схемы с водяным (воздуш-
ным) охлаждением потоков, в дальнейшем стали использовать
процесс абсорбции при низких температурах и высоких давлениях
(масляная абсорбция уступила место более экономичному и более
эффективному методу разделения газа — процессу низкотемпе-
13
ратурной абсорбции). Извлечение пропана составляет на таких
заводах 80—85%. При этом на ГПЗ по-прежнему производится
подготовка газа к транспортированию, однако эта технологиче-
ская операция осуществляется теперь уже в связи с необходи-
мостью глубокой переработки газа. На некоторых ГПЗ наряду
с низкотемпературной абсорбцией (НТА) начали применять
схемы низкотемпературной конденсации (НТК).
Третий этап (начало его относят к середине 60-х годов) назван
«эрой этана», так как на заводах наряду с традиционными про-
дуктами стали получать товарный этан (этановую фракцию).
Для извлечения этана используют в основном схемы НТА и НТК
с различными холодильными циклами и турбодетандерными рас-
ширительными машинами. На современных ГПЗ исходный газ
охлаждают до —80 ------100 °C, а извлечение этана может дости-
гать 80—90% от его потенциального содержания.
В США на долю НТА и НТК приходится около 65% всех мощ-
ностей по переработке газа, т. е. процессы низкотемпературной
абсорбции и низкотемпературной конденсации стали основными
технологическими процессами. Однако число установок, работаю-
щих по схеме НТА, постоянно уменьшается, а число устано-
вок НТК с турбодетандерными расширительными машинами
возрастает (за 1978 г. число их увеличилось с 96 до 150) [19].
Использование прогрессивных технологических процессов поз-
волило стабилизировать производство сжиженных газов в стране,
несмотря на ухудшение качества сырья и снижение-объема пере-
работки газа с 581 млрд, м3 в 1970 г. до 463 млрд, м3 в 1979 г.
При этом объем переработки нефтяного газа, имеющего в основ-
ном высокое содержание пропана и более тяжелых углеводородов,
уменьшился соответственно со 174 до 102 млрд. м3. За истекшие
10 лет объем переработки нефтяного и природного газа нахо-
дился на уровне 80—85% от товарной его добычи (на ГПЗ пере-
рабатывают 92% добываемого нефтяного газа) [19].
На 1 января 1979 г. в США было 762 газоперерабатывающих
завода общей мощностью по газу 719 млрд, м3 в год [9]. При
средней мощности завода около 900 млн. м3 в год более 550 ГПЗ
имели производительность от 3 до 500 млн. м3 в год. Около 200 за-
водов имели мощность свыше 500 млн. м3 в год [20]. Максималь-
ная мощность ГПЗ (в млрд, м3 в год): в США — 25, в Саудовской
Аравии — 15, в СССР — 45 [21 ].
В последние годы наблюдается тенденция к увеличению еди-
ничных мощностей технологических линий и газоперерабатываю-
щих заводов. На новых ГПЗ строят комбинированные установки,
на которых совмещается несколько технологических процессов,
необходимых для переработки газа (есть заводы, где все основные
технологические процессы совмещены в одном блоке). При нали-
чии высокопроизводительного компрессорного, теплообменного и
другого оборудования заводы проектируют так, что каждая тех-
нологическая линия имеет один компрессор, один теплообменник,
14
один турбодетандер и т. д. В США и Канаде мощность одной тех-
нологической линии по газу составляет 4 млрд, м3 в год [14].
При таком подходе к проектированию уменьшаются капитальные
вложения, упрощается обслуживание и повышается надежность
работы газоперерабатывающих заводов.
Укрупнение мощностей ГПЗ — это основа ускоренного разви-
тия газоперерабатывающей промышленности. Однако решение
этого вопроса обусловливается не только наличием высокопроиз-
водительного оборудования, но и условиями, при которых можно
было бы длительное время обеспечивать заводы сырьевыми ре-
сурсами. Для этого необходимо разработать систему резервиро-
вания сырьевой базы ГПЗ. Под резервированием понимается
комплекс мероприятий, начиная от рационального использова-
ния запасов газа и размещения ГПЗ и кончая разработкой схем
транспортирования и переработки газа. При этом большое зна-
чение имеет разработка мер по обеспечению совместного транспор-
тирования газа и углеводородного конденсата, а также дифферен-
цированный подход к глубине извлечения углеводородов в районах
добычи газа и переработки его на ГПЗ, расположенных по трассе
газопроводов (в этом случае завод будет работать на транзитном
газе; в Канаде, например, более 60% такого газа поступает на
заводы с целью доизвлечения соответствующих углеводородов).
Разработка системы резервирования — это многоплановая задача,
решать ее необходимо комплексно, исходя из условий рациональ-
ного использования ресурсов нефтяных и природных газов.
ЛИТЕРА ТУРА
1. Oil a. Gas J., 1977, vol. 75, № 5, р. 120.
2. Oil a. Gas J., 1979, vol. 77, № 5, p. 118—125.
3. Oil a. Gas J., 1977, vol. 75, № 28, p. 61.
4. Oil a. Gas J. — Ibid., p. 163—167.
5. Oilweek, 1977, vol. 28, № 40, p. 10—11.
6. Ghem. Eng., 1977, vol. 84, p. 63—65.
7. Лазарева E. В., Пыркин E. Б. Повышение эффективности и селективности
нефтехимических процессов. Науч.-техн, обзор. М., ЦНИИТЭнефтехим,
1977 53 с
8. Oil a. Gas J., 1979. vol. 77, № 26, р. 70—76.
9. Oil a. Gas J. — Ibid., p. 92.
10. Oil a. Gas J., 1978, vol. 76, № 48, p. 26—27.
11. Chem. Eng., 1978, vol. 85, № 9, p. 15—16.
12. Переработка углеводородов, 1977, № 9, с. 9—16.
13. Перспективы производства и потребления серы в зарубежных странах.
Науч.-техн, обзор. М., НИИТЭхим, 1980. 32 с.
14. Берлин М. А., Коробко В. Д. Основное технологическое оборудование за-
рубежных газоперерабатывающих заводов. М., Химия, 1977. 248 с.
15. Clarke Т. G. — In: Minerals Jearbok, 1975, vol. 1, p. 713. Washington, 1978.
16. Андреев И. Л. — Вести. АН СССР, 1980, № 9, с. 27—30.
17. Chem. Eng. News, 1980, vol. 58, № 23, p. 11—12.
18. Бюл. иностр, коммерч, информ. ВНИИКИ МВТ СССР, 1980, № 14, с. 7.
19. Oil a. Gas J., 1976, vol. 74, № 27, р. 76.
20. Oil a. Gas J., 1979, vol. 77, № 26 p. 65—69, 92—128.
21. Вышеславцев Ю. Ф. — Газ. пром., 1980, № 2, с. И.
Раздел I
Сырьевая, база газоперерабатывающей
промышленности
В нашей стране основным сырьем для газоперерабатывающей
промышленности являются нефтяные газы и природные газы газо-
конденсатных месторождений. Природные газы так называемых
чисто газовых месторождений, характеризующиеся высоким со-
держанием метана, не перерабатываются.
НЕФТЯНЫЕ ГАЗЫ СССР
По углеводородному составу нефтяные газы месторождений Со-
ветского Союза весьма разнообразны. Содержание углеводоро-
дов Сз+высшие колеблется в широких пределах — от 54 (место-
рождение Нефтяные Камни в Азербайджане) до 1304 г/м3 (Гера-
симовское месторождение в Оренбургской области). Нефтяные
газы месторождений Коми АССР, Урало-Поволжья и Восточной
Украины содержат значительные количества этана — от 160
(Возейское месторождение в Коми АССР) до 425 г/м3 (Леляков-
ское месторождение в Восточной Украине). В то же время в неф-
тяных газах месторождений Западной Сибири, Азербайджана,
Западной Украины содержание этана аномально низкое — от 35
(Быстринское) до 95 г/м3 (Варьеганское).
Высоким содержанием сероводорода характеризуются газы
Щелкановского месторождения (219 г/м3) в Башкирии, Соснов-
ского месторождения (40 г/м3) в Куйбышевской области, Батыра-
байского месторождения (138 г/м3) в Пермской области. Нефтяные
газы месторождений Удмуртской АССР отличаются высоким
содержанием азота: Киенгопское — 76,26, Чутырское — 69,81%
объемн. В нефтяных газах отдельных месторождений содержатся
промышленные запасы гелия.
Теплота сгорания нефтяных газов также колеблется в широ-
ких пределах. Теплота сгорания газов месторождений Удмурт-
ской АССР составляет 16—21 тыс. кДж/м3, а газов Восточной
Украины — около 63 тыс. кДж/м3. Характеристика неф-
тяных газов основных месторождений СССР приведена в
табл. 1.1 [1 ].
16
^Га(лица 1.1. Характеристика нефтяных газов некоторых месторождений СССР
. 1 в • Месторождение Содержание компонентов, % объемн. Плотность, кг/м3 Плотность по отно- шению к воздуху Теплота сгорания, кДж/м9
Z со X О о X о X и X <5 X □ с СП 2$ X £ X и о СП 3 X о £ Г FT 6 14+высшне ^8+высшие (г/м3) ^4Н1о+высшие (г/м’)
,.з ’1 si ^—!
ч - тарская ССР
л*том ашкинское Бакинское 11,23 9,35 — 0,29 0,35 43,41 39,60 20,38 26,78 16,23 17,27 1,96 1,53 4,43 3,50 1,06 0,69 0,58 0,64 0,43 0,29 554 524 236 185 1,285 1,289 0,994 0,997 54 100 55 461
шкирская ССР
Ту^мазинское Шкаповское КУ йбышев- v к а я область 6,99 15,20 — — 33,01 32,60 25,54 21,49 21,93 16,92 2,31 1,95 6,17 7,36 1,47 1,69 1,51 1,69 1,07 1,10 662 581 300 316 1,322 1,149 1,022 0,889 64 413 58 731
Кулешовское 11,36 0,35 0,46 39,91 23,32 17,72 1,91 3,87 0,61 0,40 0,09 506 178 1,217 0,941 53 849
В 0 с л г огр ад- кая обл асть
Ко₽обковское Кудиновское 1,25 — 0,83 76,25 83,06 8,13 8,27 8,96 5,44 1,25 0,81 2,29 1,81 0,63 0,41 0,61 — 254 183 130 84 0,9578 0,8412 0,741 0,650 46 421 44 018
пе 0 р м с к а я бл асть
Иранское Каменноложское 6,40 11,10 1,40 — 23,90 28,90 24,90 25,90 23,10 20,30 4,80 2,80 9,10 6,50 5,45 3,10 2,35 1079 702 626 301 1,6639 1,4748 1,287 1,141 74 064 61 549
00
Продолжение табл. 1.1
Месторождение Содержание компонентов, % объемн. Плотность, кг/м3 Плотность по отно- шению к воздуху Теплота сгорания, кДж/м3
Z СЛ X о" о X о X о X и X о о съ 3 X и i X о © 3 X р Т.Т 6 14+высшие С3Н8+сысшие (г/м3) р IJ 4 ю+высшие (г/м>)
Западная Сибирь Самотлорское 1,17 0,32 82,88 4,23 6,48 1,19 2,35 0,48 0,57 0,32 266 139 0,936 0,723 44 612
Варьеганское 0,93 0,18 77,25 6,95 9,42 1,66 2,59 0,46 0,44 0,12 328 143 0,988 0,764 47 292
Фёдоровское 1,15 — 0,22 84,71 3,48 5,73 1,15 2,25 0,53 0,57 0,21 244 133 0,914 0,707 43 821
Холмогорское 1,89 0,17 79,90 6,24 6,88 1,44 2,52 0,42 0,44 0,10 266 95 0,947 0,732 45 031
Правдинское 0,66 1,37 58,40 11,65 14,53 2,96 6,24 1,48 2,14 0,57 662 376 1,271 0,983 58 823
Локосовское 0,04 0,11 82,53 3,85 7,92 1,28 2,78 0,64 0,64 0,21 310 155 0,954 0,738 46 321
Мамонтовское 1,14 0,23 75,97 6,41 9,84 1,14 3,43 0,69 0,92 0,23 373 182 1,021 0,790 48 477
Южно-Балыкское 0,64 — 0,12 68,16 9,43 15,98 1,72 2,78 0,22 0,29 0,66 472 158 1,096 0,848 52 262
Украинская ССР Леляковское (газы I сту- 9,48 32,51 31,82 20,16 1,83 3,27 0,54 0,39 561 165 1,337 1,034 57 768
пени сепа- рации неф- ти) (газы II сту- 0,13 5,73 30,81 44,74 5,12 9,80 1,86 1,44 0,37 1383 506 1,837 1,421 85 716
пени сепа- рации неф- ти)
Гнединцевское (газы I ступе- ни сепара- ции нефти) (газы 11 сту- пени сепа- рации неф- ти) — — 12,37 0,49 5,50 1,16 27,39 21,91 38,35 53,78
Глинско-Розбы- шевское Качановское — 5,86 — 42,99 22,49 20,00
(газы I ступе- ни сепара- ции нефти) 5,85 — — 83,64 6,98 3,10
(газы II сту- пени сепа- рации неф- ти) Казахская ССР Узень 0,85 32,69 20,67 26,28
(газы I ступе- ни сепара- ции нефти) Жетыбай 0,78 83,53 8,73 3,98
(газы I сту- пени сепа- рации неф- ти) Белорусская ССР 2,66 78,06 8,49 6,32
Речицкое 3,28 — — 51,60 15,74 16,11
4,26 8,56 1,61 1,53 0,43 1203 450 1,846 1,428 74 997
6,01 12,11 2,01 1,91 0,62 1683 622 1,995 1,543 91 792
8 02 0, 54 — 625 232 1,307 1,011 58 551
0,27 0,16 — — — 81,7 21 0,801 0,619 37 775
4,26 10,64 2,50 2,11 — 1054 537 1,577 1,220 73 314
0,74 1,18 0,38 0,32 0,36 164 86,0 0,893 0,691 43 167
1,16 2,30 0,55 0,46 — 247 123 0,951 0,735 44 751
2,94 6,21 1,86 1,61 0,65 688,4 372] 1,3102 1,013 60 297
о Таблица 1.2. Характеристика природных газов некоторых месторождений СССР
Месторождение Пласт, горизонт Содержание компонентов, % объемн. Плотность по отноше- нию К воз- духу
Z СО X о Q X о СгН, X о К Й 0) я а о 3 <а + аГ л о м
Вуктыльское (Коми АССР) Р1 5,10 — 0,10 84,50 7,40 2,00 0,60 0,30 0,648
Оренбургская об- ласть Оренбургское Нижняя пермь + кар- 4,80 0,60 85,20 5,00 1,70 0,80 1,90 0,667
Покровское бон Уфимский |22,94 0,20 0,10 66,99 5,20 1,97 2,60 — 0,736
Покровское Артинский 7,57 0,70 0,30 83,70 4,92 2,11 0,70 — 0,648
Западная Сибирь Уренгойское Сеноман 1,09 — 0,21 97,88 0,82 . — — — 0,560
Уренгойское Валанжин 0,90 — 0,44 85,31 5,81 5,31 2,05 0,18 0,673
Медвежье Сеноман 1,006 — 0,22 98,56 0,17 0,01 0,014 0,02 0,560
Заполярное Сеноман 0,86 0,28 98,68 0,15 0,03 — — 0,560
Пеляткинское
Соленинское
Мессояхское
Зимнее
Украинская ССР
Шебелинское
Крестищенское
Туркменская ССР
Ачакское
Наипское
Шатлык
Узбекская ССР
Газли
Уртабулак
— 1,00
— 0,40
— 1,50
НАГ 1,50
СМП 1,54
АСК 1,54
Нижняя пермь 1,70
Верхний карбон 4,76
Неоком, IV6 0,65
Неоком, V 2,20
Карабильская свита 1,75
Турон, VIII 2,30
Верхняя юра, XV 1,11
— 0,40 89,52 4,05 1,82 0,28 0,49 0,661
— — 96,00 3,19 0,12 0,08 0,04 0,576
— 0,50 99,00 0,05 0,01 0,003 0,001 0,571
— 0,20 97,30 1,00 0,02 0,01 0,01 0,570
— 0,09 92,95 3,85 1,05 0,10 0,21 0,605
— 0,10 92,52 3,95 1,00 0,10 0,22 0,607
— 0,10 92,65 4,00 0,90 0,10 0,22 0,605
— — 88,9 3,10 1,10 0,80 0,20 0,674
— — 91,40 4,50 2,10 0,90 1,38 0,615
— 0,21 93,90 3,71 0,95 0,28 0,30 0,598
— 1,30 91,40 3,50 0,85 0,34 0,42 0,612
— 1,20 95,05 1,63 0,20 0,07 0,07 0,587
0,07 0,16 94,60 2,06 0,27 0,32 0,21 0,584
5,50 3,60 87,20 1,99 0,32 0,13 0,15 0,653
ПРИРОДНЫЕ ГАЗЫ ОСНОВНЫХ ГАЗОВЫХ
И ГАЗОКОНДЕНСАТНЫХ МЕСТОРОЖДЕНИЙ СССР
Природные газы СССР состоят в основном из метана (табл. 1.2 [2 ]).
Содержание метана колеблется от 80 до 99,8% объемн.
I Исключение составляют газы месторождений Пермской, Куй-
бышевской и Оренбургской (Покровское месторождение) обла-
стей, Дагестанской АССР и Узбекской ССР, где содержание метана
колеблется от 31,4 до 80%. Содержание этана достигает 11,9%,
азота —до 10%, кроме газов месторождений Пермской, Куйбы-
шевской, Саратовской (Степновское месторождение), Оренбург-
ской (Покровское месторождение) областей, Узбекской ССР
(месторождение Учкыр), где азота содержится от 12,4 до 54,4%.
В газах месторождений Урало-Поволжья, Узбекистана и Туркме-
нии (Гугуртли) содержится до 4,93% сероводорода. Следует особо
отметить газ месторождений Астраханской области, содержащий
до 23% H2S и 25 % СО2, Плотность газов по отношению к воздуху
меняется от 0,560 до 0,798.
ГАЗОВЫЕ КОНДЕНСАТЫ ОСНОВНЫХ
ГАЗОКОНДЕНСАТНЫХ МЕСТОРОЖДЕНИЙ СССР
Содержание жидких компонентов в газе газоконденсатных место-
рождений СССР колеблется в широком диапазоне.
Количество выделяемого из газа стабильного конденсата
при давлении максимальной конденсации (Р=5,5 МПа) и —5 °C
(точки росы при подготовке к транспортированию для умеренной
и жаркой климатических зон) изменяется от 10 до 700 см3/м3 [3].
Конденсаты в основном малосернистые (0,01—0,58% масс.).
Исключение (1,18%) составляет конденсат Оренбургского место-
рождения (см. табл. 1.3).
По фракционному составу конденсаты весьма разнообразны.
Температуры выкипания меняются в широких пределах: начало
кипения от 25 (Оренбургское месторождение) до 103 °C (Шатлык-
ское месторождение, Туркменская ССР), конец кипения от 185
(Кущевское месторождение, Краснодарский край) до 360 °C и
выше (месторождение Русский Хутор, Дагестанская АССР).
По групповому химическому составу конденсаты также раз-
личаются довольно значительно. Одни из них содержат в основ-
ном углеводороды метанового ряда (Вуктыльское месторождение,
Коми АССР, Оренбургское месторождение), другие являются
метаново-нафтеновыми (Уренгойское месторождение, Западная
Сибирь, Шебелинское месторождение, УССР), третьи содержат
нафтеновых углеводородов больше, чем метановых (Ачакское
месторождение в Туркменской ССР, Пеляткинское месторождение
в Западной Сибири). Некоторые конденсаты содержат много аро-
матических углеводородов (Березанское и Майкопское месторож-
дения Краснодарского края).
22
Физико-химическая характеристика конденсатов некоторых
месторождений СССР приведена в табл. 1.3, а составы газовых
конденсатов — в табл. 1.4.
Таким образом, основными ресурсами для газопереработки
в нашей стране являются нефтяные газы, газы газоконденсатных
месторождений и конденсаты. Очередность вовлечения каждого
вида сырья в переработку должна обосновываться технико-эко-
номическими расчетами.
Ресурсы этана в нефтяном газе примерно на 40—50% меньше,
чем в природном. Но при этом надо учесть, что процентное содер-
жание этана в нефтяном газе как правило больше или равно его
содержанию в самом «жирном» природном газе газоконденсатных
месторождений (см. табл. 1.1 и 1.2).
Ресурсы пропана и бутана в нефтяном газе примерно на 30—
40% больше, чем в природном газе газоконденсатных месторож-
дений. Если к этому добавить, что процентное содержание пропана
и бутана в нефтяном газе в 8—9 раз больше, чем в природном, то
станет ясно, насколько выгоднее получать С3 + С4 из нефтяных
газов, чем из природных.
Следовательно, в первую очередь необходимо полностью пере-
рабатывать нефтяной газ с целью глубокого извлечения из него
С3 + С4.
В настоящее время переработка природного газа газоконден-
сатных месторождений на промыслах заключается в выделении
газоконденсата для обеспечения транспортабельности газа на
дальние расстояния. Однако в будущем должна быть весьма
целесообразна глубокая переработка природного газа — круп-
ного источника этана и сжиженных газов. При этом в первую
очередь в глубокую переработку должен вовлекаться природный
газ газоконденсатных месторождений как более богатый этаном
и сжиженными газами.
Газовые конденсаты месторождений Советского Союза яв-
ляются прекрасным сырьем для получения синтетических мате-
риалов. Поэтому их целесообразно будет использовать для произ-
водства основных видов нефтехимических полупродуктов (оле-
финов, ароматических углеводородов и др.).
Использование газового конденсата в нефтехимии позволяет
ориентироваться на строительство крупнотоннажных агрегатов
по производству олефинов с единичной мощностью технологиче-
ского комплекса 300 тыс. т этилена в год без строительства
нефтеперерабатывающих заводов, а также создает условия для
строительства зональных заводов по производству ароматических
углеводородов, единичная мощность которых может превысить
современный уровень производства их на всех нефтеперераба-
тывающих заводах страны.
23
Таблица 1.3. Характеристика газовых конденсатов некоторых месторождений СССР [3 6]
Месторождение Плотность, кг/м’ Содержание серы, % масс. Фракционный состав, *С Выход фракции, % объемы. Температура застывания, °C Групповой состав, % масс. Выход стабиль- ного конден- сата, г/м*
х X О 50% 5? О СП X X О о о о о До 150 °C До 200 °C До 300 °C ароматиче- ские нафтены парафины
Коми АССР Вуктыльское Оренбургская об- 750 0,037 47 68 141 303 344 30 52 70 90 — 17 15 25 60 352,7
л а с т ь 59 76,3
Оренбургское Волгоградская 715 1,18 25 43 95 190 197 58 82 — — — 46 25
область Коробковское (Бобриков- — — 55 93 154 60 88 — — — — — — 50,0
ский горизонт)
Западная Сибирь Уренгойское (Горизонт БУ14) 746 0,01 30 — — — 295 ' 40 51 58 73 — — 1—10 11 20—60 25—60 60 29 264,0
Пеляткинское (Краснояр- 750 0,01 47 — — — 293 31 71 — 60 111 0
ский край) Соленинское 0,758 0,01 60 85 120 206 285 6 39 64 Ниже —65 — 23,0
Мыльджинское Украинская ССР 0,724 0,02 48 — — — 304 19 56 73 — — — 102,0 76,0 12,0
Крестищенское Шебелннское 68 44 103 81 188 128 320 245 360 289 — — — — — 15 34 51
Средняя Азия Наипское 0,802 0,058 48 98 152 282 307 11 49 72 92 —56 — — — 24,0
Шатлыкское 0,780 0,02 103 131 207 290 322 — 19 48 92 — — — — 21,0
Ачакское 0,745 Нет 59 104 156 230 286 9 48 78 — — 20—24 50—52 26—28 22,0
Газлинское (Горизонт XIII) 0,773 0,03 56 94 132 202 234 11 — 80 95 — 20—23 28—30 49—50 17,0
Таблица 1.4. Состав газовых конденсатов основных месторождений СССР (5]
Содержание компонентов в газе, % масс.
Месторождение Z £ О и X о £ о £ о
Коми АССР Вуктыльское (стабильный) — — — — 0,02 1,26
Оренбургская область Оренбургское * 0,08 4,08 * 0,54 6,99 4,96 7,67
Казахская ССР Жетыбай (стабильный) — — — — 0,03 0,03
Средняя Азия Наипское (нестабильный) — — 0,72 5,62 1,61 0,99
Содержание компонентов в газе, % масс.
Месторождение £ О о О) Я £ О £ £ и с 3 £ и £ О ж в о 2 л + if
Коми АССР Вуктыльское (стабильный) 0,99 2,14 0,56 0,39 94,64
Оренбургская область Оренбургское * 2,76 6,54 6,63 6,57 53,18
Казахская ССР Жетыбай (стабильный) 0,05 0,12 0,72 1,62 97,43
Средняя Азия Наипское (нестабильный) * В том числе RSH 1,5%. 0,16 0,22 90,68
25
ЛИТЕРАТУРА
1. Требиц Г. Ф., Чарыгин И. В., Обухова Т. М. Нефти месторождений Совет-
ского Союза. М., Недра, 1974. 424 с.
2. Васильев В. Г. Газовые и газоконденсатные месторождения. Справочник.
М., Недра, 1975. 527 с.
3. Саввина Я- Д. — В кн.; Конденсаты и сжиженные газы газоконденсатных
месторождений. Материалы Всесоюзного совещания по обмену опытом
в области разработки и эксплуатации газоконденсатных месторождений.
М., ЦНИИГЭнефтегаз. 1964, с. 115—130.
4. Эйгенсон А. С., Ивченко Е. Г., Креймер М. А. и др. — Нефтеперераб. и неф-
техим. 1975, № 6, с. 1—3.
5. Сергиенко С. Р. Газоконденсаты и нефти. Ашхабад, Ылым, 1968. 367 с.
6. Труды ВНИИгаз, 1974, вып. I, ч. II. 166 с.
Раздел II
Методы расчета фазового равновесия
и термодинамических свойств
углеводородных систем
Условные обозначения
V — объем
М — молекулярная масса
N — число компонентов
р — плотность
Р — давление системы; давление насыщенных паров чистого компонента
R — газовая постоянная
со — фактор ацентричности
Т — температура
z — коэффициент сжимаемости
К — константа фазового равновесия
р. — химический потенциал
f — летучесть
а — активность
ср — коэффициент летучести
у — коэффициент активности
v — коэффициент летучести чистого компонента
т] — динамическая вязкость
Ср — изобарная теплоемкость
Л — теплопроводность
х — мольная доля компонента в жидкой фазе
х' — массовая доля компонента в жидкой фазе
v — объемная доля компонента в смеси, мольный объем (в уравнениях со-
стояния)
у — мольная доля компонента в паровой фазе
с — мольная доля компонента в смеси
g — масса
п — количество молей компонента
Г л а в а 1
РАВНОВЕСИЕ ГЕТЕРОГЕННЫХ СИСТЕМ
ОСНОВНЫЕ УРАВНЕНИЯ СОСТОЯНИЯ
УГЛЕВОДОРОДНЫХ ГАЗОВ
Теплофизические свойства природных и нефтяных газов зависят
от параметров смеси и ее химического состава. Состав многоком-
понентных смесей может быть выражен в массовых фо), моль-
27
ных (х,) или объемных (о,) долях II ]. Очевидно, что если gL масса
i-ro компонента, то
I N
xi~ei /Ей,- (П-О
I
По аналогии если /гг — число молей i-ro компонента в смеси, то
/ N
*i=ni Еп1 (П.2)
I <=1
Если Vi — объем i-ro компонента, то его объемная доля в смеси
I N
Vi = Vi £vt (11.3)
I ;=1
Проследим взаимосвязь между различными способами выра-
жения состава смеси.
Пересчет массовых концентраций в мольные
Если Mi и Л1см соответственно молекулярная масса i-ro компонента и сред-
няя молекулярная масса смеси, то
N N
nt = gi/Mp, V gi!MZK
i=i i=i
следовательно
I N I / N \
xi =ni £ ni = 81мсм \ Mi E Si |
/ i=i I \ i=i /
HO
Ей,-
i=i
Поэтому
Пересчет массовых концентраций в объемные
Если р, и рсм соответственно плотность i-ro компонента и средняя плотность
смеси, то
N
Si/Pi и ^СМ Е й1/р<
где 1^см — объем смеси. Тогда v. = V./V0M = g. Поэтому i=i / г N \ IN Рсм/(^Ей£ b но Si/Egi = <- / \ <Я1 / / *в1
28
Пересчет мольных концентраций в объемные
Подставив в уравнение (II.5) значение х'{ из уравнения (II.4), получим
Для выражения состава смесей необходимо уметь определять их среднюю
молекулярную массу и среднюю плотность. Среднюю молекулярную массу смеси
можно определить следующим образом. Перепишем уравнение (II.4) в виде
х.М. = x'M„„. Для всех компонентов смеси можно записать
II I см
N N
Чш Е <• = S
t=l i=l
или так как
w
Е x'i =1
1=1
то
N
MCM=YlMixi (П.7)
1=1
Так определяют среднюю молекулярную массу смеси, если известны моле-
кулярная масса и мольные концентрации компонентов. Если известны массовые
концентрации компонентов, среднюю молекулярную массу смеси выражают
по-другому.
N N
Из уравнения (II.4) можно записать, что Е(х'1Мсм1М,)= !• откуда
1=1 i=i
N I к
^СМ Е (</Ч) = 1 и Ч.м = 1 Е (XW) (Н.8)
1=1 / 1=1
Среднюю плотность системы ром можно определить через объемную или мас-
совую концентрацию компонентов.
Из уравнения (II.5) можно записать
N N N
Е vi = Е «-рсм/р,) или 1 =рсм Е </р,
i=l i=l i=l
/ N
pCM=i Em) (п.9)
I i=i
Так находят среднюю плотность системы, если известны плотность и мас-
совые концентрации компонентов.
Через объемную концентрацию и плотность компонентов среднюю плотность
системы определяют следующим образом. Записав уравнение (II.5) в виде р^ =
= РСм*1 и пРосУммировав обе его части по всем компонентам, получим
W N
Е Р1а1 = Рем Е xi = Рем
1=1 1=1
т. е.
N
Рсм=ЕР1а1 (П-10)
1=1
При технологических расчетах процессов переработки газов
необходимо определять термодинамические свойства веществ и их
смесей и в частности летучесть, энтальпию, энтропию, плотность.
29
Для определения этих свойств используют уравнения состояния,
которые устанавливают связь между температурой, объемом и
давлением системы. Термодинамические свойства природных и
нефтяных газов и их компонентов значительно отличаются от
свойств идеальных газов, особенно при низких температурах и
высоких давлениях; поэтому уравнение состояния идеальных газов
не может быть использовано для определения этих свойств. Для
описания поведения реальных газов разработан ряд уравнений
состояния. Наибольшее применение для углеводородных систем
получили уравнения Бенедикта—Вебба—Рубина и Редлиха—
Квонга и их модификации.
Уравнение Бенедикта—Вебба—Рубина (БВР) представляет
собой восьмипараметрическое уравнение [2 ]
Р = RTp + (B0RT - Ао - Сд/Т) р2 + (bRT - а) р3 +
+ aap6 + ^L(i+w3)e-w’ (ПЛ1)
где Во, Ао, Со, Ь, а, с, а, у — коэффициенты уравнения, не зависящие от давле-
ния, температуры и плотности и постоянные для определенного вещества. Число-
вые значения коэффициентов приведены в табл. II.1.
В первоначальном виде уравнение БВР было выведено для
расчета термодинамических свойств и фазового равновесия 12 уг-
леводородов — от метана до н-гептана. В последующем область
применения уравнения была расширена до 33 углеводородов и
9 неуглеводородных веществ.
Уравнение состояния БВР применимо и для расчета термоди-
намических свойств смесей легких углеводородов [3]. В этом
случае коэффициенты уравнения БВР для смеси находят по из-
вестным коэффициентам чистых компонентов, используя правила
смешения
Bo=S^BOl- (11.12)
V[EmV2]2 (И-13)
Со= [Емс«/)1/2]2 <n-14>
& = (П-15)
а= х, (a(-)1/3j 3 (II-16)
* = [S (Cz)1/3]3 (Ц-17)
[2>(Ъ)1/2]2 (11-18)
a= yj^(«z)1/3]3 (11.19)
Уравнение БВР довольно точно описывает поведение газовых
смесей, а для жидких смесей оно применимо при плотности р <<
30
Таблица II. 1. Коэффициенты для индивидуальных углеводородов в уравнении 11.11
Компонент в„ -4» ь а С.10“8 a. I03 V - 102
Метан 0,04260 1,8550 0,02257 0,00338004 0,4940 0,0025450 0,124359 0,6000
Этан 0,0627724 4,15556 0,179592 0,0111220 0,345160 0,0327670 0,243389 1,180
Пропан 0,0973130 6,87225 0,508256 0,022500 0,94770 0,12900 0,607175 2,200
Изобутан 0,137544 10,23264 0,849943 0,0424352 1,93763 0,286010 1,07408 3,400
н-Бутан 0,124361 10,0847 0,992830 0,0399983 1,88231 0,316400 1,10132 3,400
Изопентан 0,160053 12,7959 1,74632 0,066812 3,75620 0,695000 1,700 4,630
«-Пентан 0,156761 12,1794 2,12122 0,0668120 4,07480 0,82417 1,810 4,750
н-Гексан 0,174813 14,4375 3,31935 0,109131 7,11671 1,51276 2,81086 6,66849
«-Гептан 0,199005 17,5206 4,74574 0,151954 10,36475 2,47000 4,35611 9,00
н-Октан — — — — — — — —
н-Нонан 2,32095 131,56 3,20417 0,856466 55,1599 0,781821 2,32899 0
н-Декан 6,23189 358,180 0,131900 1,96701 125,122 0,00442954 2,14459 0
со2 0,0499101 2,73742 — 0,00721045 0,136814 0,0149180 0,0847 0,539
Азот 0,0407426 1,053642 — 0,0023277 0,025102 0,00072841 0,1272 0,53
< 1,8ркр [3]. При решении уравнения относительно плотности
получается несколько значений. Наименьшее из полученных дей-
ствительных значений соответствует плотности паровой фазы,
наибольшее — плотности жидкой фазы.
С целью повышения точности расчетов, расширения областей
применения уравнения БВР был сделан ряд попыток его усовер-
шенствования: путем корректирования коэффициентов уравне-
ния, представлением их в виде функции от температуры, введе-
нием дополнительных коэффициентов и новых правил смешения
при вычислении параметров смеси из параметров чистых компо-
нентов [3—10].
Одной из наиболее точных модификаций уравнения БВР яв-
ляется одиннадцатипараметрическое уравнение состояния, полу-
ченное Старлингом и Ханом [11]. При его разработке одновре-
менно использовали экспериментальные данные по основным тепло-
физическим свойствам (давлению, объему, температуре, энталь-
пии и давлению насыщенных паров) в жидкой и газовой областях
с тем, чтобы обеспечить полную согласованность между всеми
определяемыми свойствами системы. По уравнению Старлинга—
Хана давление Р является функцией температуры Т и мольной
плотности р. Уравнение имеет вид
P = pRT + ^BQRT-A0--^ + -^--^^ +
+ (bRT - а — А-5) р’ + а (а+ А) Р8 + -^-(1 +ТР2)ехр (~Vp2) (11.20)
где Во, Ао, Со, Do, Еа, b, а, с, d,a,y — параметры уравнения состояния.
Были получены [11] параметры для углеводородов от Cj
до С8, а также для СО2, H2S и азота.
При расчете термодинамических свойств смеси параметры Во,
Ло, Со и др. определяют по следующим правилам смешения:
В0=£х,В0. (11.21)
i
4=S (П-22)
с0=Е р^ф'-М3 (”-23)
(11.24)
*=[ZM/3]3 (11.25)
a=[W/3]3 (11.26)
а=[Е^/3]3 (11.27)
c=[SvH3 (11.28)
32
= S S (1 - kltY (11.29)
d=[Sx^J/3]3 (11.30)
£» = I У xixiE^Eo2 (‘ - kij)5 <11 -31)
i I 11
где индексы i и / — номера компонентов от 1 до N, — параметры бинарного
взаимодействия между i-м и /-м компонентом. Значения этих параметров приве-
дены в табл. II.2. Величина й£/- приближается к нулю для компонентных пар,
образующих раствор, близкий к идеальному, она равна нулю, когда i = /. В рас-
творах, сильно отличающихся от идеального, например, когда один из компо-
нентов легкий углеводород или неуглеводород, величина klt- значительно отли-
чается от нуля.
Для расчета термодинамических свойств смеси предложена [11 ]
также обобщенная корреляция, в которой уравнение состояния
имеет тот же вид, что и уравнение (11.20), применяют правила
смешения (11.21—11.31), но при этом параметры уравнений Во,
Ап и т. д. для чистых компонентов представлены как функции от
фактора ацентричности со, критической температуры Ткр и кри-
тической плотности ркр.
Ркр£Во£ = 4" (11 -32)
Ркр/>4о£/(^7’кр£) = -|- Вл®1 (11.33)
Ркр£^0£/(-^7’кр;) = Аз + B3(Hi (11.34)
pKPiVi = 44 + B4<o£ (11.35)
pV‘=>*5 + B^ (IL36)
Ркр/./(^%)=»в + 5б«.- ' (П-37)
Ркрс</(*т*р)=А7 + Е7^ (П-38)
Ркр + (II-39)
Ркр А/(«ПР(.) = Л, + В9«)£ (II-40)
Ркр^/(^Гкр£)=Лю + Д10®/ <П-41)
РкрД/О^рР^н + ^А (II-42)
. Значения параметров А{ и В, в уравнениях (11.32)—(11.42)
(j = 1, 2, ... 11) для нормальных углеводородов от метана до
я-октана приведены ниже:
Индекс параметра </) Ai В1 Индекс параметра (/) Ai
I 0,443690 0,115449 7 0,0705233 —0,044448
2 1,284380 —0,920073 8 0,504087 1,32245
3 0,356306 1,70871 9 0,030745 0,179433
4 0,544979 —0,270896 10 0,073283 0,463492
5 0,528629 0,349261 11 0,006430 —0,022143
6 0,484011 0,754130
2 Берлин М. А. и др. 33
Таблица II.2. Значения параметров бинарного взаимодействия kij в уравнениях (11.22) — (11.31)
Метан Этилен Этан Пропи- лен Пропан Изо- бутан «-Бутан Изо- пентан н-Пен- тан
Метан 0,0 1,0 1,о 2,1 2,3 2,75 3,1 3,6 4,1
Этилен 1,0 0,0 0,0 0,3 0,31 0,41 0,45 0,5 0,6
Этан 1,0 0,0 0,0 0,3 0,31 0,41 0,45 0,5 0,6
Пропилен 2,1 0,3 0,3 0,0 0,0 0,31 0,35 0,4 0,45
Пропан 2,3 0,31 0,31 0,0 0,0 0,31 •Н 0,35 0,4 0,45
Изобутан 2,75 0,41 0,41 0,31 0,31 0,0 0,0 0,08 0,1
«-Бутан 3,1 0,45 0,45 0,35 0,35 0,0 0,0 0,08 0,1
Изопентан 3,6 0,5 0,5 0,4 0,4 0,08 0,08 0,0 0,0
«-Пентан 4,1 0,6 0,6 0,45 0,45 0,1 0,1 0,0 0,0
Гексан 5,0 0,7 0,7 0,5 . 0,5 0,15 0,15 0,0 0,0
Гептан 6,0 0,85 0,85 0,65 0,65 0,18 0,18 0,0 0,0
Октан 7,0 1,0 1,0 0,8 0,8 0,2 0,2 0,0 0,0
Нонан 8,1 1,2 1,2 1,0 1,0 0,25 0,25 0,0 0,0
Декан 9,2 1,3 1,3 1,1 1,1 0,3 0,3 0,0 0,0
Ундекан 10,1 1,5 1,5 1,3 1,3 1,3 0,3 0,0 0,0
Азот 2,5 7,0 7,0 10,0 10,0 11,0 12,0 13,4 14,8
СО2 5,0 4,8 4,8 4,5 4,5 5,0 5,0 5,0 5,0
H2S 5,0 4,5 4,5 4,0 4,0 3,6 3,4 2,8 2,0
Гексан Гептан Октан Нонан Декан Ундекан Азот со2 HaS
Метан 5,0 6,0 7,0 8,1 9,2 10,1 2,5 5,0 5,0
Этилен 0,7 0,85 1,0 1,2 1,3 1,5 7,0 4,8 4,5
Этан 0,7 0,85 1,0 1,2 1,3 1,5 7,0 4,8 4,5
Пропилен 0,5 0,65 0,8 1,0 1,1 1,3 10,0 4,5 4,0
Пропан 0,5 0,65 0,8 1,0 1,1 1,3 10,0 4,5 4,0
Изобутан 0,15 0,18 0,2 0,25 0,3 1,3 11,0 5,0 3,6
н-Бутан 0,15 0,18 0,2 0,25 0,3 0,3 12,0 5,0 3,4
Изопентан 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 13,4 5,0 2,8
«-Пентан 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 14,8 5,0 2,0
Гексан 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 17,2 5,0 0,0
Гептан 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 20,0 5,0 0,0
Октан 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 22,8 5,0 0,0
Нонан 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 26,4 5,0 0,0
Декан 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 29,4 5,0 0,0
Ундекан 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 32,2 5,0 0,0
Азот 17,2 20,0 22,8 26,4 29,4 32,2 0,0 0,0 0,0
СО2 5,0 5,0 5,0 5,0 5,0 5,0 0,0 0,0 3,5
H2S 2,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 3>5 0,0
Таблица 11.3. Физические свойства чистых веществ, используемых
в обобщенном уравнении состояния (11.20)
Вещество Критическая температура. Критическая плотность Ркр фунт-моль куб. фут • Молекуляр- ная масса, м,- Фактор ацентрично- СТН
Метан — 116,43 0,6274 16,042 0,0130
Этан 90,03 0,4218 30,068 0,1018
Пропан 206,13 0,3121 44,094 0,1570
Изобутан 274,69 0,2373 58,120 0,1830
н-Бутан 305,67 0,2448 58,120 0,1970
Изопентан 369,00 0,2027 72,146 0,2260
н-Пентан 385,42 0,2007 72,147 0,2520
н-Гексан 453,45 0,1696 86,172 0,3020
н-Г ептан 512,85 0,1465 100,198 0,3530
н-Октан 563,79 0,1284 144,224 0,4120
и-Нонан 610,50 0,1150 128,250 0,4750
н-Декан 651,90 0,1037 142,276 0,5400
н-Ундекан 692,31 0,0946 156,300 0,6000
Этилен 49,82 0,5035 28,050 0,1010
Пропилен 197,40 0,3449 42,080 0,1500
Азот —232,60 0,6929 28,016 0,0350
Диоксид углерода 87,80 0,6641 44,010 0,210
Сероводород 212,70 0,6571 34,076 0,105
Циклогексан 535,60 0,2027 84,156 0,210
Бензол 552,00 0,2401 78,108 0,215
Толуол 605,50 0,1924 92,134 0,260
* I фунт-моль/куб. фут = 16,016 кмоль/ма.
При расчете свойств по уравнениям Старлинга—Хана должны
быть использованы значения Ткр., ркр. и <о(-, приведенные
в табл. II.3.
Уравнение (11.20) может быть использовано для определения
всех термодинамических свойств. Поскольку оно является моди-
фикацией БВР, для определения плотности можно использовать
тот же метод, что и при применении уравнения БВР.
По рекомендации авторов [11] уравнение (II.20) может быть
использовано для расчетов удельного объема, энтальпии, энтро-
пии и летучести каждого компонента в широких пределах темпе-
ратур от минус 162 до 260 °C и давлений от 0,01 до 56,0 МПа.
При этом получена хорошая сходимость с экспериментальными дан-
ными в расчетах для смесей легких углеводородов в области
криогенных температур, где разработанные ранее методы (в том
числе БВР) дают большую погрешность.
Обобщенная корреляция была использована для расчета про-
мышленных процессов переработки углеводородов, в том числе
процессов выделения азота и гелия из природного газа, криоген-
ной переработки природных газов с использованием в схеме тур-
бодетандеров в области температур от —157 до 143 °C, процессов
36
низкотемпературной сепарации легких углеводородов, низко-
температурной абсорбции в области температур от —73 до 315 °C,
а также для расчета холодильных циклов со смешанным хлада-
гентом. Полученные результаты показали, что применение обоб-
щенной корреляции обеспечивает достаточную для инженерных
расчетов точность [11].
Наряду с уравнениями БВР и Старлинга—Хана уравнение
состояния Редлиха—Квонга (РК) является одним из наиболее
надежных для расчета термодинамических функций углеводород-
ных газов. Это довольно простое двухпараметрическое уравне-
ние имеет вид [12]
P = RTI(u-b)--^-\l\v(v-b)\ (11.43)
где v — мольный объем, а, b — константы уравнения.
Для чистых компонентов они имеют значения
«/=ад2^'р7ркр(- (и-44>
(11.45)
где Qa и йь соответственно равны 0,4278 и 0,0807
При применении уравнения к смесям коэффициенты а и b
определяли по правилу аддитивности
аСм = Л atUi (11.46)
bcM = Zbiyi (I I-47)
где at, bi — коэффициенты t-го компонента.
Уравнение РК применимо к широкому ряду углеводородов и
неуглеводородов, но оно не рекомендуется для полярных компо-
нентов, таких как сероводород, оксид и диоксид азота. Уравне-
ние в первоначальном виде недостаточно точно описывает состоя-
ние смесей и становится неточным для индивидуальных углеводо-
родов при условиях, приближающихся к критической точке.
Поэтому со времени его появления уравнение подвергалось неод-
нократной модификации. Улучшались правила смешения, изме-
нялась температурная зависимость одной из констант, улучша-
лись методы определения констант уравнения; в уравнение вво-
дили дополнительный член. Некоторые из модификаций, повы-
шающих точность и надежность уравнения, рассматриваются
ниже.
Чу—Праузнитц [13, 14] для увеличения точности расчета
термодинамических свойств предложили определять Qa и
для каждого компонента, они рекомендовали новое правило сме-
шения для определения постоянной а смеси и ввели константу
бинарного взаимодействия k^.
I Константы и £26, одинаковые для всех компонентов в пер-
воначальном уравнении, были заменены константами Qa. и ,
37
определяемыми для каждого компонента по волюметрическим
данным насыщенных паров чистых компонентов в широком ин-
тервале температур — от температуры кипения до критической
температуры. Значения безразмерных констант Qa и (для
насыщенных ниже: паров в уравнениях 11.49, 11.51 и 11.52) приведены
Компонент аа аЬ Компонент а«
Метан .... 0,4278 0,0867 Диоксид угле-
Азот 0,4290 0,0870 рода .... 0,4470 0,0911
Этан 0,4340 0,0880 н-Пент ан . . . 0,4510 0,0919
Пропан . . . 0,4380 0,0889 н-Гексан . . . 0,4590 0,0935
Изобутан . . . 0,4420 0,0898 н-Гептан . . . 0,4680 0,0952
н-Бутан . . . 0,4450 0,0906 н-Октан . . . 0,4760 0,0968
Циклогексан 0,4440 0,0903 н-Нонан . . . 0,4874 * 0,0985 *
Бензол .... 0,4450 0,0904 и-Декан . . . 0,5000 * 0,1000 *
Изопентан . . 0,4450 0,0906
* Константы экстраполированы на основании их зависимости от молекулярной
массы соответствующего компонента.
Модифицированная форма уравнения была применена для опи-
сания жидкой фазы. С этой целью константы Qa и Q*. были опре-
делены для каждого компонента в жидкой фазе и применено
немного отличное правило смешения параметра аи. Значения
констант Qa и насыщенных жидкостей в уравнениях 11.49,
11.51, 11.53 приведены ниже:
Компонент Компонент аа
Метан .... 0,4546 0,0872 Диоксид угле-
Азот 0,4540 0,0875 рода .... 0,4184 0,0794
Этан 0,4347 0,0827 н-Пентан . . . 0,3928 0,0767
Пропан . . . 0,4138 0,0802 н-Гексан . . . 0,3910 0,0752
Изобутан . . . 0,4100 0,0790 н-Гептан . . . 0,3900 0,0740
н-Бутан . . . 0,4184 0,0794 н-Октан . . . 0,3900 * 0,0736 *
Бензол .... 0,4100 0,0787 н-Нонан . . . 0,3910 0,0738
Циклогексан 0,4060 0,0787 н-Декан . . . 0,3930 * 0,0755 *
Изопентан . . 0,3970 0,0758
* Константы экстраполированы на основании их зависимости от молекулярной
массы соответствующего компонента.
В модификации Чу—Праузнитца используют следующие пра-
вила смешения:
*см = £ УгЬг (11.48)
= ^б.ЯТкр./Аср. (11.49)
Лсм = Zd Уiaij i / (11.50)
(11.51)
= (Qa. -ф /?2Т2’р. У2Ркр^_ (для паровой фазы) (11.52)
38
ciij — (Pa£ Я7’1'5кр1/- (^кр^ + y«py)J j [0,291 — 0,04 (<вг- -|- coy)]
(для жидкой фазы) (11.53)
Л<р£у = гкрууЛТ’кр^./икру, (11.54)
ОкР// = [тО'кр3,- +е’Ур3.)]3 (для паР°вой фазы) (11.55)
zKp.. = 0,291 — 0,08 (<а,- + <О/)/2 (11.56)
^KPij = J/^Kp^Rpy (1 k[j) (11.57)
Константа kt! характеризуется взаимодействием молекул i-ro
компонента с молекулами /-го компонента, она практически
не зависит от температуры, плотности и состава и определяется
по экспериментальным данным бинарных систем. Значения кон-
стант kiS для некоторых бинарных систем приведены в табл. II.4.
Для повышения надежности и точности уравнения РК в ус-
ловиях низких температур и в присутствии азота в смесях угле-
водородов предложена [15] модифицированная форма уравне-
ния РК, в которой один из постоянных параметров уравнения а
заменен на параметр d, зависящий от температуры, с индивиду-
альными коэффициентами для различных веществ.
Уравнение представлено в следующем виде:
Р = RTj(v — Ъ) — RTbd/[v (и + d)} (11.58
где
(П-59)
Ь; = 0,0867/?Ткр /Ркр< (11.60)
d=^diyi . (11.61)
di = А, -|- В,- (TKpjT — 1) + Ci (TKpjT — I)2 (11.62)
где Ait Bi, Ci — коэффициенты индивидуальных веществ.
Зависимость dt от приведенной температуры была получена
в результате обработки экспериментальных данных по равнове-
сию жидкость—пар и энтальпиям.
Введение в уравнение РК нового параметра d, являющегося
функцией состава смеси и приведенной температуры и включаю-
щего три индивидуальных для каждого вещества коэффициента,
позволило получить уравнение состояния, с хорошей точностью
описывающее термодинамические свойства реальных смесей угле-
водородов в газообразном и жидком состоянии. Одной из модифи-
каций уравнения РК, полученной путем введения нового пара-
метра, является трехпараметрическое уравнение Ли—Эдми-
стера [16]:
Р = RT/(v -b) — a/[v (v — 6)] 4- bc/[v (и — b) (v + й)] (11.63)
39
Таблица 11.4. Характеристические константы kjj для бинарных, систем, в уравнении (11.57)
Метан Этан Пропан н-Бутан или изо- бутан X . я о п щ Е s в igg «•Гексан н-Гептан «-Октан «-Нонан «•Декан Цикло- гексан Бензол Азот Диоксид углерода
Метан 0 0,01 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12 0,11 0,12 0,08 0,08 0,03 0,05
Этан 0,01 0 0 0,01 0,02 0,03 0,04 0,05 0,07 0,08 0,03 0,03 0,05 0,08
Пропан 0,02 G 0 0 0,01 0,01 0,02 0,03 0,04 0,05 0,01 0,02 0,09 0,11
н-Бутан 1
Изобутан | 0,04 0,01 0 0 0 0 0 0,01 0,02 0,03 0 0,01 0,12 0,16
«-Пентан 1
Изопентан I 0,06 0,02 0,01 0 0 0 0 0 0,01 0,02 0 0,01 0,12 0,18
н-Гексан 0,08 0,03 0,01 0 0 0 0 0 0,01 0,01 0 0,01 0,16 0,20
«-Гептан 0,10 0,04 0,02 0 0 0 0 0 0 0 0 0,01 0,18 0,23
«-Октан 0,12 0,05 0,03 0,01 0 0 0 0 0 0 0 0,01 0,21 0,28
н-Нонан 0,11 0,07 0,04 0,02 0,01 0,01 0 0 0 0 0 0 0,23 0,27
н-Декан 0,12 0,08 0,05 0,03 0,02 0,01 0 0 0 0 0 0 0,25 0,29
Циклогексан 0,08 0,03 0,01 0 0 0 0 0 0 •0 0 0 — —
Бензол 0,08 0,03 0,02 0,01 0,01 0,01 0,01 0,01 0 0 0 0 — —
Азот 0,03 0,05 0,09 0,12 0,12 0,16 0,18 0,21 0,23 0,25 — — 0 —
Диоксид углерода 0,05 0,08 0,11 0,16 0,18 0,20 0,23, 0,28 0,27 0,29 — — — 0
Параметры уравнения а, Ь, с представлены в приведенной
форме
КП;
6; = —5—(0,086313 —0,002ы;) (11.64)
К2Т2
ai = —p ~ [(0,246105 + 0,02869(0;) — (0,037472 + 0,149687(0;) Тпр. +
РкР[.
+ (0,16406 + 0,023727(ог) Т~' 4- (0,04937 + 0,132433®,) Т“2 ] (11.65)
Я2Т2 кр. ci = р кР; _ 1 (0,451169 + 0,00948(0,) Тпр.2 +
+ (0,387082 + 0,078842(0;) Т~* (11.66)
При использовании уравнения Ли—Эдмистера для смесей
параметры а, Ь, с определяют следующим образом:
Ьсм=^Ь1У1 (11.67)
Лем — V^WuM)1''2 (11.68)
i /
Ссм — S S yiy.^iW'12 (n-69)
i i
где а,у и pt-y — коэффициенты взаимодействия бинарных пар.
Значения их определяют по уравнениям
[2 (Гкр (П.70) «</=₽£•’ (П.71)
Значения показателей и II.71 приводятся ниже: степеней тх и т2 в уравнениях II.70 Бинарные системы, Бинарные системы.
Бинарн ые содержащие метан содержащие только
системы, содер- и азот, но не углеводороды, кроме
жащие СО2 содержащие СО2 метана
m,, —2,0 —2,0 0
m2 —0,8 0 0
Константы взаимодействия aif и 0t/ существенно влияют
на точность определения коэффициентов летучести компонентов
и незначительно влияют на точность определения других свойств.
Поэтому при определении коэффициентов сжимаемости, энтропии
и энтальпии параметры а и с определяют по уравнениям
“см= S S У1У! (aia01/2 (11.72)
< Z
Ссм = Jj S УсУ1 ictc!) (11.73)
I /
41
Уравнение 11.63 применяют для расчетов коэффициентов ле-
тучести, плотности, коэффициента сжимаемости, энтальпии и
энтропии газовой фазы, содержащей углеводороды, а также
примеси H2S, СО2, N2, Н2.
Другой получивший широкое развитие путь вычисления соот-
ношений Р, V и Т основан на принципе соответственных состоя-
ний Ван-дер-Ваальса, согласно которому для всех веществ су-
ществует одна и та же зависимость между приведенными величи-
нами давления, температуры и объема
f (^пр' ^пр’ Тпр) = О (П-74)
где рПр = Е/Ткр, Т’пр = Р/Ркр'> Тпр = 77Ткр.
Состояния различных веществ, при которых они имеют одина-
ковые приведенные параметры ипр, Рпр и Т^р, называются соот-
ветственными состояниями. Закон соответственных состояний
формулируется следующим образом. Если два или несколько
веществ, удовлетворяющих одному и тому же приведенному урав-
нению состояния, имеют одинаковые два из трех приведенных
параметров, то они будут иметь одинаковый и третий приведенный
параметр. Термодинамически подобными называются вещества,
подчиняющиеся закону соответственных состояний. На основе
этого закона можно определить свойства одного вещества, если
известны свойства его термодинамически подобного вещества.
Например, зная давление Р и Ркр одного вещества, можно опре:
делить давление Рг другого вещества, если известно его Ркр.,-
р — р р
л 1 пр* Кр1
Закон соответственных состояний достаточно хорошо описы-
вает поведение углеводородов парафинового ряда. Это объяс-
няется малым различием между собой форм молекул углеводо-
родов одного гомологического ряда [17]. .1
Степень отклонения реальных газов от законов идеальных
газов определяется коэффициентом сжимаемости г, т. е. PV =
= zRT.
Принцип соответственных состояний Ван-дер-Ваальса осно-
вывается на допущении, что коэффициенты сжимаемости в крити-
ческой точке (zKp) для всех веществ равны. Однако эксперимен-
тальные данные показали, что вследствие отклонения формы
молекул реальных веществ от формы шара величины гкр для
разных веществ разные и для большинства газов находятся в пре-
делах от 0,2 до 0,3. Питцер [18] модифицировал принцип соот-
ветственных состояний, введя третий параметр — фактор ацен-
тричности со, характеризующий степень отклонения формы мо-
лекул от формы шара. Тогда уравнение (П.74) можно записать
f (с'пр’ Tnj), Рпр> 0
(11.75)
42
Принцип соответственных состояний (уравнение 11.75) часто
применяют при определении теплофизических свойств веществ.
При этом форма уравнений имеет вид
a = a°-\-usa' (11.76)
где а — определенное свойство реального вещества; а0 — то же свойство «пра-
вильного» вещества, являющееся функцией приведенных параметров; а' — по-
правочный коэффициент на отклонение в поведении реальных веществ от «пра-
вильных», являющийся также функцией приведенных параметров.
Глава
ФАЗОВЫЕ РАВНОВЕСИЯ УГЛЕВОДОРОДНЫХ
СИСТЕМ
ОСНОВНЫЕ УРАВНЕНИЯ ДЛЯ ОПРЕДЕЛЕНИЯ
КОЭФФИЦИЕНТОВ ЛЕТУЧЕСТИ
И АКТИВНОСТИ УГЛЕВОДОРОДОВ
Величина, характеризующая распределение компонентов между
фазами в условиях равновесия, называется константой фазового
равновесия (КФР). Она определяется по уравнению
Ki=ydxi (11.77)
В общем случае константа фазового равновесия является
сложной функцией давления, температуры и состава равновес-
ных фаз системы. Для системы, подчиняющейся законам идеаль-
ных растворов, константа фазового равновесия определяется по
следующей простой зависимости:
Ki = PilP (11.78)
где Р; —давление насыщенных паров чистого i-ro компонента при температуре
системы; Р — общее давление системы.
Константу, полученную по уравнению (IE78), обычно назы-
вают константой равновесия Рауля—Дальтона. КФР реальных
многокомпонентных смесей определяют многими аналитическими
и графическими способами.
Основными условиями фазового равновесия системы является
равенство температур, давлений и химических потенциалов каж-
дого компонента в равновесных жидкой и паровой фазах [19]
PL=PV (11.79)
TL = TV (11.80)
(11.81)
Разность химических потенциалов одного и того же компо-
нента в разных фазах является движущей силой в процессе массо-
43
передачи между фазами, так же как разность температур —
в термических, а разность давлений — в механических процессах.
Равновесие между фазами (системами) наступает, когда при по-
стоянных давлениях и температурах разности химических по-
тенциалов для каждого компонента системы уменьшаются - до
нуля. Так как для реальных компонентов изменение химических
потенциалов пропорционально изменению летучестей или актив-
ностей, то равенство летучестей или активностей одного и того же
компонента в разных фазах также является признаком равно-
весия системы
(П-82)
= аУ (11.83)
Зная летучесть компонентов смеси, можно определить кон-
станту фазового равновесия каждого компонента, т. е. определить
его распределение между фазами. Действительно, для систем,
которые подчиняются законам идеальных растворов, применимо
правило летучести Льюиса и Рендалла; по этому правилу лету-
честь компонента смеси можно представить в виде [20 ]
(Н-84)
(II-85)
где [У и — летучести i-ro компонента в паровой фазе соответственно в смеси
и в чистом виде; ц и ц — летучести i-ro компонента в жидкой фазе соответст-
венно в смеси и в чистом виде.
В условиях равновесия на основании уравнения (II.82) и
(11.83) можно записать
или = Kt
Таким образом, для систем, подчиняющихся законам идеаль-
ных растворов, константа фазового равновесия равна
K(-=O?V (П.86)
Константу фазового равновесия, определяемую по уравне-
нию (11.86), обычно называют идеальной константой фазового
равновесия. Летучесть чистого компонента в жидкой фазе
определяют при температуре раствора и давлении насыщенных
паров данного компонента при данной температуре, а летучесть
чистого компонента в паровой фазе — при давлении и темпе-
ратуре системы. Это находится в полном соответствии с уравне-
нием (11.78) для систем, у которых паровая фаза подчиняется
законам идеальных газов, а жидкая — законам идеальных рас-
творов. Таким образом, для определения констант фазового рав-
новесия компонентов смеси, паровая и жидкая фазы которых
могут быть приняты за идеальный раствор, нужно уметь опреде-
лить летучесть компонентов через экспериментально измеряемые
44
параметры Т и Р в условиях равновесия. Летучесть чистого ком-
понента можно определить из уравнения
р
RT\nfOi =/?TlnPz + j(v?-vBA)dP (11.87)
о
Для определения констант фазового равновесия реальных
систем введены понятия коэффициентов летучести и активности,
которые связывают измеряемые свойства системы с летучестью и
активностью. Коэффициент летучести i-ro компонента в растворе
для любой фазы определяют по уравнению [21 ]
^ = fi!Pct (11.88)
Для чистого компонента концентрация ct = 1, давление си-
стемы равно давлению насыщенного пара компонента при данной
температуре; поэтому выражение коэффициента летучести для
чистого компонента принимает вид
v° = /?//>? (11.89)
Коэффициент активности у,- компонента в любой фазе опре-
деляется отношением активности этого компонента к его мольной
концентрации
v. = а./с. = / ./(c.f*) (11.90)
где f* — летучесть чистого i-ro компонента в жидком состоянии при стандарт-
ных условиях. Обычно за стандартные условия принимается температура сис-
темы и давление, равное единице, или температура и давление системы [13].
Выразим константы фазового равновесия компонентов через
коэффициенты летучести и активности. Из уравнения (11.88)
можно записать, что летучесть компонента в паровой и жидкой
фазах соответственно равна
К = $Рус (11.91)
/^ = <pfPxz (11.92)
Поскольку в условиях фазового равновесия летучести ком-
понента в обеих фазах равны /Г — ft
^РУ1 = ^Р^1 (П.93)
Из уравнения (П.93) следует
Vilxi = Ч^Р/чУр = (Р^/фУ, тогда /С,- = <pf7<P^ (11.94)
Таким образом, уравнение (II.94) позволяет определить кон-
станту фазового равновесия через коэффициент летучести ком-
понента в равновесных фазах.
Для жидкой фазы значения летучести определяют из урав-
нения (П.90)
= (Н.95)
45
На основании уравнений (11.91) и (11.95) в условиях фазового
равновесия можно записать
^РУс = ^fixt (11.96)
Отсюда
Ut!xi = т- е- *i - ^f'/^P (П :07)
Так как f*/P = vz (при этом с£ = 1), то
= (Н-98)
В практике расчета констант фазового равновесия углево-
дородных систем наиболее часто применяют уравнения (11.94,
97, 98).
Летучести компонентов в смеси определяют по уравне-
нию (11.87), но при этом вместо давления насыщенных паров
чистого компонента подставляют парциальное давление в смеси
при температуре системы, а вместо мольного объема чистого ком-
понента — парциальный мольный объем компонента Vt.
Таким образом, основное расчетное уравнение для определе-
ния летучести i-ro компонента в реальной смеси примет вид
р '
RT 1п/г = RT lnPz+ j(V(-— VK/1)dP (11.99)
о
В расчетные уравнения констант фазового равновесия обычно
входит коэффициент летучести. Из уравнений (11.88) и (11.99)
коэффициент летучести ср; определяется так:
р
RT In \(Vi-VKp)dP =
о
р
= RT\n[fl/(Pyi)] J (У,- Van)dP (11.100)
0
p
H0 f i/Py-i = <Pf> откуда RT In <p£- = j (У; — Уид) dP
o '
Заменив в уравнении (II. 100)
y.= Rtip
1 \ dtii /Т. p, nj+i
получаем уравнение для определения <pz
1 [(<-),.
о
Это уравнение применяют для определения <р,- в том случае,
когда уравнение состояния разрешено относительно V. Когда же
46
уравнение состояния разрешено относительно Р, то для опреде-
ления коэффициента летучести пользуются уравнением [21 ]
оо
RT 1п<р, = ( 17--ТГ-1 dV — RT\nz (11.102)
Y J L \ dtii /т, V. nj^i Р J
АНАЛИТИЧЕСКИЕ МЕТОДЫ ОПРЕДЕЛЕНИЯ КОНСТАНТ
ФАЗОВОГО РАВНОВЕСИЯ УГЛЕВОДОРОДОВ
Применение различных уравнений состояния при расчете коэф-
фициентов летучести компонентов, так же как и применение
различных уравнений для расчета коэффициентов активности,
является основной особенностью аналитических методов опреде-
ления констант фазового равновесия.
Существует группа методов, в которых константы фазового
равновесия определяют с помощью коэффициентов летучести; для
их нахождения используют единое уравнение состояния как для
паровой, так и для жидкой фазы. Для применения этих методов
необходимо такое уравнение состояния, которое бы хорошо опи-
сывало поведение системы в паровой и жидкой фазе. В настоящее
время для углеводородных смесей чаще всего применяют рас-
смотренные выше уравнение Бенедикта—Вебба—Рубина и урав-
нение Редлиха—Квонга и их модификации.
К другой группе методов относятся такие, в которых поведе-
ние паровой и жидкой фаз описываются различными уравнениями.
Коэффициенты летучести определяют с помощью уравнений со-
стояния паровой фазы, а коэффициенты активности — на основа-
нии уравнений теории растворов. Наиболее известны из этой
группы методы Чао—Сидера [22], Чу—Праузнитца [13], Калаш-
никова—Клименко [23], Ли—Эрбара—Эдмистера [4].
Рассмотрим подробнее наиболее распространенные аналити-
ческие методы определения констант фазового равновесия ком-
понентов углеводородных смесей.
Определение констант фазового равновесия
с использованием модифицированного уравнения
Редлиха—Квонга
Константы фазового равновесия определяют с использованием
уравнения состояния Редлиха—Квонга, модифицированного Бар-
суком [24], из соотношения коэффициента летучести компонентов
в паровой и жидкой фазах
Kt = 'Pi'M
В результате совместного решения уравнений (11.62) и (11.58)
получаем
In <pz = bitnjb(г — т) — In (г — т) — di In (I + m/z) — b dtn/b (z -|- tn) (11.103)
где
m = Pb!RT (11.104)
47
z — коэффициент сжимаемости смеси — определяется по соотношению, полу-
ченному из уравнения (11.58) [15]
z3 — z2 — z (т2 т — dm) — dm2 = О (II.105)
Коэффициенты b, bi, d, di определяют по уравнениям (11.59—11.62). Коэф'
фициенты A,, Bi, Ct, входящие в уравнение (11.62), приведены ниже:
Компонент Ai
Метан 4,934 * 8,00 * 1,5 *
» 4,934 ** 7,39 ** 0,3 **
Этан 4,934 8,30 0
Пропан 4,934 8,82 0
Изобутан 4,934 9,30 0
н-Бутан 4,934 9,35 0
Изопентан 4,934 9,40 0
н-Пентан 4,934 9,50 0
н-Гексан 4,934 10,00 0
н-Гептан 4,934 10,50 0
н-Октан 4,934 11,00 0
н-Нонан 4,934 11,20 0
н-Декан 4,934 11,60 0
СО3 3,500 6,80 0
Сероводород 4,260 6,50 0
* При Т > 190,55 К.
•• При Т < 190,55 К.
Константа фазового равновесия азота в значительной степени
зависит от того, в каком веществе он растворен. Поэтому для
определения КФР азота введена дополнительная зависимость d^2
от состава жидкой фазы
i
Величину определяют по уравнению
4,-3 = A. + В. (Ткр NjT - 1) + С, (Ткр NJT - I)2 (11.107)
Значение коэффициентов этого уравнения А(, Bi и С( для би-
нарных систем азота с углеводородами, СО2 и H2S приведены ниже:
Система Л . ci
Азот—азот . . 4,934 7,66 1,95
Азот—метан . . 4,350 7,30 0
Азот—этан . . 2,960 5,38 1,33
Азот—пропан 2,030 3,14 0
Азот—изобутан .... . . 1,790 2,71 0
Азот—н-бутан .... 1,300 2,10 0
Азот—изопентан . . . . . 1,Ю0 1,80 0
Азот—н-пентан .... . . 1,000 1,60 0
Азот—н-гексан . . . 1,000 1,60 0
Азот—н-гептан . . . 1,000 1,60 0
Азот—н-октан . . 1,000 1,60 0
Азот—н-нонан .... . . 1,000 1,60 0
Азот—н-декан .... . . 1,000 1,60 0
Азот—СО2 . . . . 2,960 5,38 1,33
Азот—H2S . . 2,030 3,14 0
| Средние расхождения между расчетными и экспериментальными
значениями констант фазового равновесия в интервале температур
от —180 до 140 °C при давлениях до 14 МПа составляют 2—7% .
48
Определение констант, фазового равновесия
по методу Ли—Эрбара—Эдмистера
Метод основан на использовании трех уравнений [4]: 1) урав-
нения состояния Ли—Эрбара—Эдмистера (11.63) для расчета
коэффициента летучести компонентов в паровой фазе; 2) уравне-
ния для расчета коэффициента летучести чистой жидкости в стан-
дартном состоянии; 3) уравнения для расчета коэффициента
активности. Авторы считают [4 ], что этот метод точнее методов
NGPA и Чао—Сидера, в частности с его помощью с высокой
степенью точности определяют величины констант фазового
равновесия тяжелых компонентов.
| Константу фазового равновесия для i-ro компонента в смеси
определяют по уравнению (11.98)
К(=УЛт'/<₽У
Рассмотрим порядок определения констант фазового равно-
весия по этому методу.
1. Коэффициент летучести паровой фазы <рУ вычисляют по
уравнению (11.102) после подстановки в него частных производ-
ных от давления по составу при V = const и Т = const, полу-
ченных из уравнения Ли—Эрбара—Эдмистера (11.63)
1п = W К2Л 'i ~ а6i ~ bRT) ln (1 “ b/V} +
+ (cBz/2 — C'i) In (I — 62/V2)] + B'i (z — I) — In z (11.108)
где параметры b, a, c, aij, ра спределяют по уравнениям (11.67—11.71), а зна-
чения В'-, А', и С'- вычисляют по соотношениям
Bt =—Ьс/Ь (11.109)
A'i = Г’У1аца}12 (П.НО)
/
("HO
/
2. Для расчета коэффициента летучести чистой жидкости
авторами метода предложено уравнение
+ Л5.Гпр. + Лб.^*пр. + (Л7. + ^вТпр, + Л9. 1п Тпр. +
II Ь1 I II I I
+ Ao .7'npi + Л11 .^пр.) Рпр. + Л12Тпр Дпр. +
+ [(* — rnPl.) (Л13(. + Л14(.Г|Гр\ + Л154.Гпр(.) +
+ Л16^пр/7р. + Л17(7пр Д.] - In^np. (11.112)
Значения констант Аг—А17 в уравнении (11.112) приведены
в табл. II.5, Значения coz для чистых веществ приведены в табл. II.6.
49
g Таблица II.5. Значение констант в уравнении (11.112)
Константа Все углеводороды Метан 7-Пр > 0,93
включая 2 ^пр ЬО исключая СН4 Тпр > 1.0
Л1 6,27410 9,52326 9,55412
^2 —7,3401 —9,88046 —8,31211
Л3 —4,2751 —6,00351 —3,23962
Л4 —0,22647 —0,41660 —2,26419
Л5 0,93842 0,18150 0,46272
Лв —0,23825 0,0 0,0
Л7 0,03798 —0,02010 —0,09953
Лв —0,00344 0,10390 0,25160
Л. —0,21974 —0,06538 0,27270
Лю 0,10862 0,08916 0,01198
Ли 0,02980 0,0 0,0
Л12 —0,00188 —0,00188 —0,00188
Л is 10,29200 —1,02700 0,0
Л14 —11,6780 —0,59264 0,0
Л15 —1,6470 0,0 0,0
Л18 —0,3885 —0,03885 0,0
Л17 —0,00101 —0,00101 —0,00101
Азот
CO;
H2S
1.0 < 7-пр < 2,2
для всех температур
9,26614 6,82287 28,9284 13,94000
-10,53800 —8,97250 —20,0100 — 1,75213
-7,98618 —9,78514 — 10,3989 — 14,0164
0,76209 2,67084 — 12,5000 — 12,5000
0,21677 0,0 3,52631 —0,00024
0,0 0,0 0,0 0,0
-0,05624 0,90970 — 12,7000 2,84127
0,18917 — 1,01342 12,9708 —4,94796
0,12474 —0,40848 15,4946 —8,00000
-0,00230 0,0 —0,94143 1,58890
0,0 0,0 0,0 0,0
0,0 0,0 —0,22382 0,48453
0,0 0,0 0,0 0,0
0,0 0,0 0,0 0,0
0,0 0,0 0,0 0,0
0,0 0,0 0,0 0,0
0,05652 —0,05652 2,32463 —0,00101
Таблица II.6. Значение констант чистых веществ в уравнениях (II .112)
и (11.113)
Компонент ei
Диоксид углерода 0,225 6,2 57,0
Азот 0,040 3,7 44,0
Метан 0,013 5,68 52,0
Сероводород 0,100 6,6 74,0
Этан 0,105 6,05 68,0
Пропан 0,152 6,40 84,0
Изобутан 0,1825 6,73 105,5
и-Бутан 0,200 6,73 101,4
Изопентан 0,2104 7,02 117,4
«-Пентан 0,2387 7,02 116,1
«-Гексан 0,298 7,27 131,6
«-Гептан 0,349 7,43 147,5
н-Октан 0,392 7,551 163,5
«-Нонан 0,4439 7,65 179,6
н-Декан 0,479 7,72 196,0
Циклопентан 0,2051 8,11 93,71
Метилциклопентан 0,2346 7,85 111,99
Циклогексан 0,2032 8,20 107,65
Метил ци клогексан 0,2421 7,83 127,18
Бензол 0,2130 9,16 88,46
Толуол 0,2591 8,92 105,90
о-Ксилол 0,2904 8,99 121,20
м-Ксилол 0,3045 8,82 123,5
п-Ксилол 0,2969 8,77 124,0
Этилбензол 0,2936 8,79 123,1
51
Таблица П.7. Значение констант в уравнении (П.113)
Компонент i Компонент j Температура, К <11 <12 <14
РНС РНС Любое значение 0,50246 2,30808 0,00241 0,0 0,39722
сн4 РНС Т < 300 —0,32242 181,329 —0,71383 0,0 0,30196
сн4 РНС Т > 300 —4,70151 183,348 —0,67426 —5,91575 0,92738
N2 РНС, сн4 Т С 300 0,81316 — 19,1879 0,12695 0,0 0,04708
n2 РНС, сн4 300 С Т < 420 —4,1398 —0,76224 0,06388 3,40467 0,26579
NHC РНС, сн4, n2 Любое значение —0,59575 4,16426 —0,00401 0,0 1,40086
АНС РНС, СН4, N2, NHC » » 0,82764 1,94477 —0,00454 0,0 —0,38419
СО2 Все углеводороды, N2 » » 2,51107 73,5411 —0,18812 0,0 0,18174
H2S LHC » » 20,085 — 17,666 0,05936 0,0 —3,3107
H2S ННС, n2, со2 » » — 1,04519 45,116 0,10872 0,0 —0,4247
* РНС — парафиновые углеводороды
LHC — легкие углеводороды (СН4, С2Нв»
кроме метана; NHC — нафтеновые
С3Н8); ННС — все углеводороды кроме
углеводороды;
LHC.
АНС — ароматические углеводороды;
3. Коэффициент активности в Жидких растворах у У опреде-
ляется по уравнению, полученному с использованием модели
раствора Скечерда—Гильдебранда
In Vi = Р'Г [ X £ 5утФуФт1
Л L / / m J
где
ви = ^-^Г^ + ^(тпРтпр.)°'5 +
+ Я3Т [2(ГПРТПР.)°’5/(7ПР; + Тпр.)]2 +
+ ‘Лр/пр,( - [(l/M)0'E + (Vf/Hf)0’5 - 2] (11.113)
Ф, — объемная доля жидкого i-ro компонента.
Значения величин а,, 6,-, Vf приведены в табл. II.6, величин
<7j 4-<?5 — в табл. II.7.
Уравнение (11.113) скомбинировано из уравнений
Вц = (81-6,)*+ 21^1 (11.114)
б,- -|- бу 2
2 (6,-бу)0’5
+ %Тпр/пР/) — %
vf + vf
9 (VLVL\G'5
2(7'пр/пр/)°’5
(11.115)
где — коэффициент бинарного взаимодействия компонентов.
Метод Ли—Эрбара—Эдмистера рекомендуется для области
температур от —158 до 262 °C и давлений, не превышающих 0,8
критического давления смесей. Метод применим для смесей угле-
водородов (парафиновых, ароматических, нафтеновых) с примесью
азота, диоксида углерода и сероводорода [16]. Этот метод не ре-
комендуется для систем, содержащих 50% или более неуглеводо-
родных газов в жидкой фазе и компоненты, критическая темпера-
тура которых значительно ниже температуры системы. Среднее
отклонение расчетных значений констант фазового равновесия
от экспериментальных составляет 6%.
Расчет констант фазового равновесия для азота
и парафиновых углеводородов от Сх до С10
по методу Калашникова—Клименко
Метод Калашникова—Клименко основан на использовании для
расчета летучести в многокомпонентной газовой смеси уравнения,
полученного на основе уравнения БВР и имеющего вид
In /У = (Сх + С2/ТЙР. + С,/Т3ПР.) Рпр ./Тпр. +
+ (С4 + сдр./т,р() Р2пР./Т5пР; + [(Св + с7/тпр . +
53
+ СЛпрР PnPi/TnPi + (С9 + С10/Гпр; +
+ С1Хр.)Р2пР./72пР.] (АЛ — I)2 (11.116)
Ni='Z>MiyiIMi (11.117)
где Л'( — обобщенные параметры состава; Mi — молекулярные массы углево-
дородов (для азота принята эквивалентная молекулярная масса, равная 11);
Ci—Сп — постоянные коэффициенты (для углеводородов от С2 до С10 — обобщен-
ные, для N2 и Ci — индивидуальные) — приведены в табл. II.8.
Константы фазового равновесия рассчитывают по уравнению
(11.97). Летучесть чистого компонента в жидкой фазе в стан-
дартном состоянии f*L определяют по уравнению
In f*L = In Ркр. + In ф<0) + со. In фЛ + Р/(а5т 4-a6T2) (11.118)
где In ф = а0 + aj/т + а2т + а3т2 + а4т3;
со/ — фактор ацентричности; а5, ав — коэффициенты уравнения 11.118. Их зна-
чения приведены ниже:
Компонент а5 ав ai Компонент а6 аб
Азот в «-Пентан 326 — 117 0,252
Ci—С1о 935 —475 — Гексан . . 272 —90,6 0,298
Метан . . . 559 —209 — Гептан . . 233 —65,5 0,349
Этан . . . 650 —328 0,105 Октан . . . 213 —62,8 0,392
Пропан . . 510 —240 0,152 Нонан . . 185 —49,2 0,450
Изобутан 394 -152 0,192 Декап . . 166 —40,6 0,479
н-Бутан . . 394 —152 0,200
Изопентан 326 — 117 0,206
Значения коэффициентов а0 — а4 приведены ниже:
а0 а1 а2 а3 а4
In ф<0) (для
С2-т-С10) . . In ф(1) (для 10,6147 —6,52897 —7,39448 3,46229 —0,678062
Сг-т-Сц,) . . 0,968095 —7,08812 23,3047 —22,7035 5,36108
Таблица II.8. Значения коэффициентов С4—Сц в уравнении (11.116)
Коэффициент n2 сн4 Обобщенные
Ст 0,1827448 0,06557467 0,4567890
с2 —0,5567094 —0,2533226 —0,7364150
с3 0,1628858 —0,07441288 —0,09020270
с4 —0,3695996 —0,06095239 —0,04647840
с5 0,5736230 0,04814230 0,001388500
С» —0,2494726 —0,01650733 —0,7589850
С-, 1,395258 1,233154 1,341610
Со —0,9883554 —0,7383944 0,0004026500
Со 0,2979147 0,6241929 0,8807840
—2,302971 —3,262881 —1,276069
Си 4,256129 4,255619 0,5362179
54
Для азота и метана фактор ацентричности принят равным
нулю = 0) и в уравнении (11.118) для этих компонентов вводят
дополнительные члены
n 1
для азота ф- У aN _с xi 1 Ел (11.119)
i=i 2 1 1 1=2
N 1 N
для метана + У ас xi (11.120)
i=3 1 1 1 1=3
где aN _с —коэффициент, учитывающий влияние растворителя на величину
f*N"< сс —с — коэффициент, учитывающий влияние растворителя на вели-
2 г*/1 1
чину fc.
Значения коэффициентов в уравнениях (11.119)—(11.123) при-
ведены ниже:
Компонент bN3~ci °<\-с1 л-
Азот . . 0 0 0 0 0
Метан . . 0,6 0,6 0 0 0
Этан . . 1,6 1 0,45 0,45 0,45
Пропан 2 1 0,65 0,47 0,54
Изобутап . . 2,5 0,95 0,66 0,48 0,63
«-Бутан . . 2,5 0,95 0,72 0,44 0,63
Изопентан . . 2,6 0,85 0,74 0,4 0,68
н-Пеитан . . 2,6 0,85 0,8 0,35 0,68
и-Гексан . . 2,6 0,72 0,85 0,31 0,73
«-Гептан . . 2,6 0,6 0,89 0,36 0,77
н-Октан . . 2,15 0,5 0,93 0,40 0,79
н-Нонан . . 2,15 0,35 0,89 0,25 0,81
н-Декан 2,15 0,20 0,85 0,21 0,82
Для этана и более тяжелых углеводородов в качестве стан-
дартного принято состояние чистой жидкости при давлении и
температуре системы.
Уравнение для расчета коэффициента активности компонента
в жидкой фазе у* получено путем обработки уравнения Мар-
гулиса для правильных симметричных растворов и имеет вид
^=£ (^-м^+2 £ (bk~bdxisi
i=i i=i
где
S ___ 1 xi-i + xi-2 + xi-s + • • • , если i < k
I xi+i + xi+2 xi+3 + • • •, если i 2> k
bi — коэффициенты, постоянные для каждого вещества —приведены выше.
Уравнение (11.121) применяют для компонентов С2+ВЬ1Сшпе,
при этом концентрацию азота (не более 10%) суммируют с кон-
центрацией метана. Индекс k в уравнении (11.121) относится к лю-
бому компоненту в гомологическом ряду, кроме метана.
55
Для- азота и метана определяют коэффициент активности
(11.122)
(11.123)
Ьс _с и bN _с —приведены выше (см. с. 55).
Расчет, констант фазового равновесия
по методу Старлинга—Хана
Константы фазового равновесия определяют из соотношения
^/х1.
(11.124)
К !Ус
Летучесть i-ro компонента в паровой и жидкой фазе опре-
деляется
+ 2р
RT In fi = RT In (pRTxi) - p (Bo + Bo.) RT +
V Г (C0:C0.)^
7 I -(Л0.Л0).)^(1-М-^ (1-
(DaD)^. (£»A')1/2
+ 'rT (1-fei/)4-
+ -y- [3 (й2&,)1/2 RT - 3(аЧ)1/3 -
1 3(d4)1/31 + (a + d/T) (a2a,)1/3 +
V
3 (</Ч)1/3 , “P Г Q , , Л/3
T-----------h — I 3 (^ai)
Т
, 3 (Aj’^p2 Г 1 — exp (—yp2) 1
+ [----Ypi-—' - ex₽ (—VP2)/2 J -
— (V</T)1/2 — exp (—VP2) [> + VPa + -g- VaP4]} (11.125)
где p — мольная плотность определяемой фазы — рассчитывается по уравне
нию (11.20); Во, 40, Со, b ... (и т. д.) — параметры уравнения (II.125) — их на-
ходят по уравнениям (11.21—11.31); В0;, Ао., Со. ... (и т. д.) — находят по урав-
нениям (11.32—11.42); kij — параметры взаимодействия между i-м и /-м компо-
нентами — приведены на е. 34—35.
56
Проведенный авторами [11] сравнительный анализ резуль-
татов, полученных по предложенному методу, и эксперименталь-
ных данных показал их хорошую сходимость. При этом сравнивали
не сами значения констант фазового равновесия, а составы рас-
считанных равновесных фаз. Для большей части точек составы
фаз, определенные по обобщенной корреляции, отклоняются от
экспериментальных значений не более чем на 5%.
| Метод дает удовлетворительные результаты для систем, содер-
жащих азот, СО2, H2S.
ГРАФИЧЕСКИЕ МЕТОДЫ ОПРЕДЕЛЕНИЯ KOHCTAHTj
ФАЗОВОГО РАВНОВЕСИЯ УГЛЕВОДОРОДОВ
При ручных расчетах для определения КФР пользуются графи-
ческими методами. В расчетной практике для определения КФР
углеводородных систем Сг—С10 довольно часто используют методы
Де—Пристера, Уинна—Хеддена, NGPA. Довольно простым и
надежным является метод Нейрея. Рассмотрим подробно методы
NGPA и Нейрея как наиболее простые и точные из графических
методов.
Определение констант фазового равновесия
по методу NGPA
Метод применим для определения констант фазового равнове-
сия легких углеводородных систем С\—С10 и азота [25]. По этому
методу КФР углеводородов определяют по серии графиков в за-
висимости от температуры, давления системы и давления сходи-
мости. На этих графиках по оси абсцисс отложены величины дав-
ления системы, по оси ординат — константы фазового равнове-
сия того или иного компонента системы (на рис. П.1 приведен
один из таких графиков для метана при давлении сходимости
800 фунт/дюйм 2) *. В этих координатах построены изотермы,
которые сходятся в одной точке при К = 1 и давлении, равном
давлению сходимости системы. Для различных смесей, имеющих
одинаковые давления сходимости, константы равновесия иден-
тичных компонентов имеют одинаковые значения при равных
температурах и давлениях. Поэтому давление сходимости исполь-
зуют как параметр, учитывающий влияние состава смеси на ве-
личину константы фазового равновесия.
Давление сходимости определяют методом Хэддена. По этому
методу жидкую многокомпонентную фазу условно представляют
в виде бинарной системы, состоящей из легкого компонента и гипо-
тетического тяжелого компонента, который характеризуется сред-
немассовой критической температурой и среднемассовым крити-
ческим давлением всех компонентов смеси, кроме легкого. Давле-
* 1 фунт/дюйм2 = 6894,76 Па.
57 ,
Рис. II.1.
График констант равновесия для метана при Рсх = 800 фунт/дюйм2.
ние сходимости определяют как критическое давление данной
псевдоби нар ной системы при температуре системы по критической
кривой данной псевдобинарной системы. Если температура си-
стемы ниже критической температуры легкого компонента, то
за давление сходимости принимают критическое давление легкого
компонента. Давление сходимости определяют по рис. II.2,
на котором показаны критические кривые для различных бинар-
ных систем.
Порядок расчета КФР по предлагаемому методу следующий.
1. Задаемся величиной давления сходимости.
2. Для заданного давления сходимости по соответствующим
графикам (например, на рис. II. 1 для метана при давлении схо-
58
Давление сходимости, грунт/дюйм
Температура, °F
Рис. II.2.
График для определения давления сходимости углеводородных систем.
димости системы, равном 800 фунт/дюйм2) определяем КФР для
каждого компонента при температуре и давлении системы.
3. Используя полученные КФР, раесчитываем состав равно-
весной жидкой фазы по уравнению
S = S 1 +е(К,--1) = 1 (11.126)
i i
где е — мольная доля паровой фазы.
4. Разбиваем равновесную жидкую фазу на псевдобинарную
систему, в которой первый компонент — это легчайший компо-
нент, присутствующий в количестве не менее 0,1% мол., второй —
все остальные компоненты.
5. Для всевдотяжелого компонента рассчитываем среднемас-
совую критическую температуру и среднемассовое критическое
давление
N I N
^p.Mac^SWKp. (П.127)
i=2 1 I 1=2
N I N
Лзр.мас = S <АРкр.-/ L x'iMi (П. 128)
4=2 * / 4=2
I 6. На графике рис. П.2 находим положение псевдотяжелого
компонента как точку, соответствующую значениям критической
температуры и критического давления, определенным в п. 5.
Путем интерполяции между существующими на графике бинар-
ными критическими кривыми проводим критическую кривую —
легчайший компонент — псевдотяжелый компонент.
7. Давление сходимости по графикам определяем следующим
образом. После построения критической кривой для рассматривае-
мого случая находим на ней точку, соответствующую температуре
системы. Значение ординаты этой точки равно искомой величине
давления сходимости.
8. Сравниваем полученное давление сходимости с заданным.
Если полученное значение давления сходимости не совпадает
с первоначально принятым, повторяем пункты 2, 3, 4, 5, 6,
7 с новым значением давления сходимости. Определение повто-
ряют до тех пор, пока полученное значение не будет совпадать
с принятым с заданной точностью (от 8 до 12%).
При давлениях углеводородной системы до 1,6—2,0 МПа
влияние давления сходимости на значения КФР незначительно.
Поэтому при низких давлениях можно не определять значения Рсх
и пользоваться графиками при любых значениях давления схо-
димости.
На основании результатов расчетных исследований рекомен-
дуются следующие давления сходимости. При расчете технологи-
ческих схем переработки нефтяных газов с содержанием С3+высшие =
60
= 150 4-640 г/м3 по методу низкотемпературной конденсации
в зависимости от давления и температуры в узле сепарации можно
ориентировочно принимать следующие значения давлений схо-
димости (в фунт/дюйм2):
1) Ра* = 2000 при давлениях системы около 2,0 МПа и тем-
пературах до —20 °C;
2) Рс,х = 1500 при давлениях от 2,0 до 5,0 МПа и темпера-
турах от 0 до —40 °C;
3) Ры = 1000 при давлениях от 2,0 до 5,0 МПа и темпера-
турах от —40 до —70 °C;
В расчетах процесса деэтанизации давление сходимости на-
верху колонны можно принимать равным 1000, внизу колон-
ны — 800.
I Для расчета точки росы по углеводородам сухого газа, выхо-
дящего из низкотемпературного сепаратора, и газа деэтанизатора
при давлениях от 5,0 до 6,0 МПа (давление в магистральном газо-
проводе), константы фазового равновесия определяют при Рск =
= 1500 фунт/дюйм2.
При расчете технологических схем переработки нефтяных
газов по методу низкотемпературной абсорбции рекомендуется
следующий выбор давления сходимости.
1. Для процесса абсорбции при использовании абсорбента
с молекулярной массой 100 давление сходимости принимается
равным 2000 фунт/дюйм2, при использовании абсорбента с моле-
кулярной массой 140—160 — 4000 фунт/дюйм2. Правильность
выбора давления сходимости проверяют по жидкой фазе с нижней
тарелки абсорбера.
Для расчета точки росы по углеводородам газа, выходящего
из абсорбера, константы равновесия определяют при тех же дав-
лениях сходимости, при которых определяли КФР в абсорбере.
2. Для процесса деэтанизации, протекающего в абсорбционно-
отпарных колоннах, давление сходимости в абсорбционной сек-
ции берется такое же, как в абсорбере; в отпарной секции колонны
при использовании абсорбента с молекулярной массой 100 и 140—
160 — соответственно 1000 и 2000 фунт/дюйм2.
3. Для процесса десорбции при давлениях от 0,4 до 2,0 МПа
величина давления сходимости не оказывает существенного влия-
ния на точность расчета.
' Для тяжелых компонентов константы фазового равновесия
можно определить по известным константам более легких компо-
нентов с использованием интерполяционной зависимости. Для
этого на оси абсцисс откладывают значения молекулярной массы М.
для двух — трех более легких компонентов, значения констант
фазового равновесия которых известны, по оси ординат отклады-
вают значения 1g найденных констант фазового равновесия этих
компонентов. Через полученные точки проводят прямую. Значе-
ние 1g константы фазового равновесия тяжелого компонента опре-
делится как ордината точки пересечения перпендикуляра, вос-
61
становленного из точки, соответствующей молекулярной массе
тяжелого компонента, с построенной прямой.
Константы фазового равновесия для СО2 можно определять
как Ксо2 = И Ксн4-Кс2н, •
Определение констант фазового равновесия
по методу Нейрея
Нейрей [26 ] предложил простой и достаточно точный метод
определения констант фазового равновесия парафиновых и оле-
финовых углеводородов для широкой области температур и дав-
лений. В основу метода положена линейная зависимость лога-
рифма константы фазового равновесия (1g К) от температуры
кипения компонента. Для получения такой зависимости в каж-
дом конкретном случае определяют параметр Л'о, зависящий
только от давления системы и давления сходимости, и параметр S,
являющийся функцией температуры, давления системы и давле-
ния сходимости.
Константы фазового равновесия определяют по трем графикам.
На первом графике (рис. П.З) представлены изобары, соответ-
ствующие различным давлениям сходимости. По графику находят
параметр /Со в зависимости от давления системы и давления схо-
димости, определяемого, так же как и в методе NGPA. На втором
графике (рис. II.4) имеются две шкалы — рабочих температур и
параметра S, расположенные параллельно оси ординат, и показан
ряд изобар рабочих давлений. С помощью графика (рис. II.4)
Рис. II.3.
График для определения параметра Ко
Цифры на кривых — давление сходимости, фунт/дюйм*.
62
определяют параметр S. Для этого на оси абсцисс откладывают
значение давления сходимости. Из найденной точки восстанав-
ливают перпендикуляр до пересечения с изобарой давления си-
стемы. Из точки пересечения проводят горизонталь до пересе-
чения с осью ординат. Полученную на оси ординат точку соеди-
няют с точкой, соответствующей температуре системы на темпе-
ратурной шкале. Параметр S определяется точкой пересечения
этой прямой со шкалой, на которой нанесены значения пара-
метра .
По третьему графику (рис. II.5) непосредственно определяют
константы фазового равновесия Следующим образом. На оси
ординат откладывают значения параметра Ко (определенные по
рис. II.3) и 7<0/10, а на соответствующей оси абсцисс — значения
параметра S (определен по рис. II.4) для данной системы. Затем
на графике определяют точку с координатами /Со/1О и S. Через
найденную точку и точку Л"о на оси ординат проводят прямую.
63
Рис. 11.5.
График для определения констант
фазового равновесия .
Из точек на осях абсцисс
(ось температуры кипения
или ось компонента), соот-
ветствующих температуре
кипения или наименова-
нию данного компонента,
восстанавливают перпен-
дикуляр до пересечения
с указанной прямой. Зна-
чение ординаты точки пере-
сечения равно значению
константы фазового равно-
весия данного компонента.
После этого проверяют
правильность выбранного
значения давления сходи-
мости так, как описано
в методе NGPA.
! Таким образом, поря-
док определения констант
фазового равновесия по ме-
тоду Нейрея следующий.
1. По рис. II.3 опреде-
ляют значение параметра
А'о в зависимости от Р и Рсх.
рис. II.4 определяют значение параметра S.
рис. П.5 определяют значение констант фазового рав-
Параметр S
2. По
3. По
новесия,
4. По способу, аналогичному приведенному в методе NGPA, про-
веряют правильность выбранного значения давления сходимости.
Сравнительная
Сравнительная точность предложенного метода с некоторыми
из существующих по данным автора метода приведена ниже [26]:
Среднеарифметическое
отклонение, %
Майера
Lenoir)
NGPA .
Рзаса (Rzaca) . . .
Уинна (Winn) . . .
Предложенный метод
Метод
Ленуара (Myers,
7
8,5
9,3
10,0
7,8
Примеры расчета констант
фазового равновесия
И
Состав исходной смеси с(, моль/моль: Cf — 0,8745; С„ — 0,0586; С3 — 0,0372;
н-С4 —0,0212; н-С5 — 0,0085.
Параметры системы: Р = 3,4 МПа; Т — —30° С.
64
Расчет по методу NGPA
1. Задаемся давлением сходимости: Рсх = 1500 фунт/дюйм2.
2. По графикам NGPA при этом давлении сходимости и параметрах системы
находим значения констант фазового равновесия для всех компонентов Кс =
= 3,45; КС1 = 0,46; КСг = 0,113, KH.Ci = 0,034; KH.Cl = 0,0095.
3. Определяем состав равновесной жидкой фазы по уравнению
N N
SX2= 2^/[1+е(К(--1)] = 1
(=1 1=1
Расчет ведем итерационным методом, задаваясь мольной долей паровой
фазы е. В результате получаем состав равновесной жидкой фазы х,, моль/моль:
Ci — 0,2635; С2 —0,1199, С3 —0,2321, н-С4 — 0,2480, н-С6 — 0,1365. При
этом е = 0,9467.
4. Полученную жидкую фазу условно разбиваем на два компонента. За
легкий компонент принимаем метан, за псевдотяжелый — все остальные ком-
поненты смеси. Для псевдотяжелого компонента по уравнениям (II.127—II.128)
определяем среднемассовые критические температуру и давление. Результаты
расчетов приведены ниже:
Компо- нент Мольный состав Х1 Молеку- лярная масса Л1;. xiMi Гкр(. Jct'MirKp1. Л<р. xiM ipKpt
сн4 0,2635 — — —
С2н6 0,1199 30 3,60 90,3 325,08 704 2 534,40
С3н8 0,2321 44 10,21 106,6 2 109,39 614,3 6 272,00
С4Н10 0,2480 58 14,39 306,0 4 403,34 549,5 7 878,53
с5н12 0,1365 72 9,83 386,0 3 794,38 486,3 4 780,33
1,0000 — 38,03 — 10 632,19 — 21 465,26
Подставляя приведенные выше данные в уравнениях 11.127—II.128, полу-
чаем значения среднемассовых критических параметров
Ткр. мае —
10632,19
38,03
= 279,57;
п 21465,26
“кр. мае — gg Q2— — 564,43
Для полученных среднемассовых критических параметров псевдотяжелого
компонента по рис. 11.1, II.2 и графикам NGPA определяем давление сходимости
Рсх = 1500 фунт/дюйм2
Поскольку заданное давление сходимости совпадает с рассчитанным, кон-
станты равновесия определены правильно.
Расчет по методу Нейрея
1. По рис. II.3 для принятого давления сходимости Рсх = 1500 фунт/дюйм?
и давления системы Р = 500 фунт/дюйм? находим = 7.
2. На рис. II.4 определяем параметр S для давления сходимости системы
Рсх = 1500 фунт/дюйм2, давлении системы Р = 500 фунт/дюйм? и температуры
системы t = —22 °F; S = 1,7.
3. Используя параметры Ко и S на рис. II.5 указанным выше способом,
строим прямую, с помощью которой определяем константы фазового равнове-
сия для каждого компонента: K.Ci = 3,5; = 0,465; Кс = 0,114; =
= 0,032; Кн.Сг = 0,0080. ‘ ’ *
Далее проверяем правильность выбранного значения давления сходимости,
как это подробно описано в методе NGPA.
3 Берлин М. А. н др. 55
Глава
ТЕПЛОФИЗИЧЕСКИЕ СВОЙСТВА
ИНДИВИДУАЛЬНЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
И ИХ СМЕСЕЙ
При термодинамических расчетах процессов переработки газов
чаще всего используют следующие теплофизические свойства:
давление, температуру, сжимаемость, удельный объем, плотность,
энтальпию, энтропию, теплоемкость, теплопроводность, вяз-
кость [27—31 ].
В настоящей главе рассматриваются указанные свойства ин-
дивидуальных углеводородов и их смесей, а также некоторые ме-
тоды определения этих свойств. Давление, объем, температуру и
коэффициент сжимаемости обычно находят по уравнениям состоя-
ния.
Многие свойства углеводородов определяют на основе теории
соответственных состояний, для чего необходимо знать крити-
ческие параметры отдельных компонентов и их смесей.
ТЕМПЕРАТУРА КИПЕНИЯ И ДАВЛЕНИЕ
НАСЫЩЕННЫХ ПАРОВ
Температура кипения углеводородов от Сх до С10 определена
экспериментально и приводится в табл. II.9. Температуру кипе-
ния чистых парафиновых углеводородов от Сх до С20 при нор-
мальных условиях можно рассчитать с точностью ±1 К по урав-
нению [32]:
Ткип= (193,3— 0,05л) (п — I)0’91— 121п + 232,7 (11.129)
где п — число атомов углеводорода компонента.
Давление насыщенных паров чистых углеводородов, для ко-
торых имеются надежные данные по Ткип, Ткр, можно опре-
делять по уравнению [311
1g Атр. нас = [р - 0,01500 + 1,397 (Тпр - 6)2 +
+ 5,813 (Тпр-6)^(1-^!-) (П.130)
где А/р.нас = Аис/Аср! 6 =-0,1018 + 0,38060 - 0,0286102; 0 = Тпр.кипх
X lg (0,96784РКр)/(1 — Гпр. кип); Гпр. кип = j, ИП •
J кр
66
Таблица II.9. Физико-химические свойства * углеводородов и N2, С02, H2S
Компонент Формула Молеку- лярная масса Температура кипения Критические параметры
°C к температура давле- ние, МПа удель- ный объем, смэ/г коэффи- циент сжимае- мости
°C К
Метан сн4 16,043 — 161,49 111,66 —82,60 190,55 4,61 6,1985 0,288
Этан С2нв 30,070 —88,63 184,52 32,28 305,43 4,88 4,9126 0,285
Пропан С3н8 44,097 —42,07 231,08 96,67 369,82 4,25 4,5568 0,281
Бутан С4Н10 58,124 -0,50 272,65 152,01 425,16 3,80 4,3945 0,274
Изобутан С4Н10 58,124 — 11,73 261,42 134,98 408,13 3,65 4,5256 0,283
Пентан С5Н12 72,151 36,074 309,074 196,50 469,65 3,37 4,3071 0,262
Изопентан С5Н12 72,151 27,852 301,00 187,24 460,39 3,38 4,2759 0,270
Гексан СвН14 86,178 68,740 341,89 234,20 507,35 3,01 4,2759 0,264
Гептан С7Н1е 100,205 98,427 371,577 267,00 540,15 2,74 4,2572 0,263
Октан С8н18 114,232 125,665 398,815 295,61 568,76 2,49 4,2572 0,259
Нонан СдН2о 128,259 150,798 423,948 321,41 594,56 2,29 4,2010 0,254
Декан С10Н22 142,286 174,122 447,272 344,4 617,5 2,10 4,1885 0,247
Азот N2 28,010 —195,798 77,352 —149,89 126,26 3,40 3,2147 0,2916
Диоксид углерода со2 44,010 —78,477 194,673 31,05 304,20 7,38 3,1723 0,274
Сероводород H2S 34,080 —60,341 212,809 100,4 373,6 9,01 — 0,283
Продолжение табл. II.9
Компонент Формула Молеку- лярная масса Фактор ацентрич- ности со Теплота сгорания Плотность жидкости при 15,55 °C и давлении 0,1 МПа, кг/м® Рж Плотность газа по отношению к воздуху при 15,55 °C и 0,1 МПа Удельный объем газа при 15,55 °C и 0,1 МПа, м®/кг V
низшая, кДж/м® высшая, кДж/кг жидкости
Метан сн4 16,043 0,0072 37 704 — 0,55 1473,80
Этан С2нв 30,070 0,0908 66 427 — — 1,046 781,52
Пропан С3Н8 44,097 0,1454 95 263 50 139 506,0 1,547 529,78
Бутан С4Н10 58,124 0,1928 125 514 49 294 582,6 2,071 394,94
Изобутан С4Н10 58,124 0,1756 124 957 49 206 561,3 2,067 395,69
Пентан С5Н12 72,151 0,2510 149 359 48 770 629,3 2,4906 328,35
Изопентан С5Н12 72,151 0,2273 149 061 48 686 622,9 2,4906 328,35
Гексан С6Н14 86,178 0,2957 177 190 48 431 662,1 2,9749 274,90
Гептан С7Н1б 100,205 0,3506 205 021 48 188 686,3 3,4591 236,42
Октан С8Н18 114,232 0,3942 232 851' 48 008 704.8 3,9432 207,39
Нонан СдНгО 128,259 0,4437 260 641 47 870 719,7 4,4275 184,71
Декан Ci8H22 142,286 0,4902 288 472 48 ИЗ 732,5 4,9118 166,50
Азот n2 28,010 0,040 — — — 0,9672 844,69
Диоксид углерода со. 44,010 0,231 — — 809,4 1,5194 534,89
Сероводород H2S 34,080 0,100 25 034 — 783,0 1,1764 689,76
* Температура кипения, критические параметры, объем, температура, давление, коэффициент сжимаемости взяты из работы [25];
фактор ацентричности со для N2, СО2, H2S — из работы [33], для углеводородов — из работы [34]; удельный объем, теплота сгорания, плот-
ность — нз работы [2].
Рис. II.6.
Давление насыщенных паров легких углеводородов при низких температурах.
Наиболее просто определить давление насыщенных паров ин-
дивидуальных углеводородов графическим методом, используя
зависимость давления насыщенных паров от температуры (рис. II.6
и II.7) [2].
КРИТИЧЕСКИЕ ТЕМПЕРАТУРА, ДАВЛЕНИЕ И ОБЪЕМ
Критические параметры для индивидуальных углеводородов,
полученные на основе экспериментальных данных, приводятся
в табл. II.9. Критическую температуру индивидуальных угле-
водородов Ci—С15 можно определить (с точностью до ±1 К.) по
уравнению [32]
ТКр = 391,7 (п- 1)/[2,645 + (п— I)0’785] + 190,7 (11.131)
где п — число атомов углеводорода компонента.
Критическое давление углеводородов от С\ до С2П (кроме С18)
можно определить с точностью до 0,05 МПа по зависимости
Ркр= 495,1/(7,977 + п1,2) (11.132)
где п — число атомов углерода.
Для определения критического объема углеводородов от С3
до С1в (с точностью до 4 см3/моль) можно использовать уравне-
ние [32]
VKp = 58,0n + 22 (11.133)
В практике расчетов и исследований углеводородных систем
часто применяют псевдо критические параметры, которыми поль-
69
/00000
Температура, °C
Рис. II.7.
Давление насыщенных паров нормальных метановых углеводородов.
S' /О
зуются вместо критических при определении приведенных пара-
метров смесей углеводородов. Псевдокритические параметры
можно определять по правилу Кея [34]
N
Рпкр = У| Рц.р^С1 (11.134)
1=1
N
Тпкр = ^кргс/ (11.135)
1=1
Иногда возникает необходимость в определении истинных
критических параметров смесей, которые в значительной степени
Рис. II.8.
Номограмма для определения псевдокритической и критической температуры углеводо-
родных смесей с 1/4° < 0,6,
- 100
1- 75
г
У 25
—-25
S- —50
§ -
§ --75
В -
—100
—1Z5
— -150
71
Могут отличаться от псевдокритических. Для этого следует Ис-
пользовать методы, приведенные в работах [31] и [35].
Критические (и псевдокритические) параметры углеводород-
ных смесей по методу [31 ] определяют по номограммам, приведен-
ным на рис. II.8—11.11. Для определения псевдокритической
температуры Такр углеводородной смеси следует использовать
среднемольную температуру кипения (СМТК), а для определения
истинной критической температуры Твр — среднемассовую тем-
пературу кипения (СВТК).
Параметры смеси, необходимые для нахождения по указанным номограм"
мам псевдокритических и критических параметров углеводородных смесей, рас
считывают следующим образом.
Рис. 11.9.
Номограмма для определения псевдокритической и критической температуры углеводо-
родных смесей с >0,6.
г 1,10
\l,05
Ъ1,00
= 0,95
^0,90
= 0,80
-0,80
= 0,70
= 0,70
= 0,60
-0,60
72
Е 1>30 ЕГ.М0 ^21,5 и d । и!
=- 25,0 6,0^
- =г22,5 5,5^
? 1,25 f20,0 Ё- 17,5 5,0 \
Z. т15,0
— 'т12,5 9,0-.
— 1,20 —
у Ю,0 3,5-_
'-7,5 3,0^
~- 1,15 DUW - 2,5- I
с? ^5,0 '^^,5
^5 \Ч,0 2,0-
-1,10 11,5 __
~^3,0
~ 2,5 1,5-
- -2,0
- 1,05 -
-1}5
-
1,0-
—
-1,о 0,9-
-0,9 0,8-i
- -0J1
-1,00 1-0,7 0,7-
Рис. 11.10.
Номограмма для определения истинного критического давления углеводородных смесей.
1. Определяют среднемольную температуру кипения
N
СМТК = £ TKHnjtf (11.136)
1=1
где хЕ- — мольная доля i-ro компонента в смеси.
2. Рассчитывают среднемассовую температуру кипения
N
СВТК = 2 КИП^Я; (плз?)
i=i
где х' — массовая доля i-го компонента в смеси.
3. Находят среднекубическую температуру кипения
/ N \ з
СКТК = 2 (11.138)
\ г=1 ‘ /
73
.650
- 0,65 |- 600
1- 550
1,500
- 0,70
1-450
- I- 400
- 0,75 -0,7 =
- До,9 \-J50
- Г
- --зоо
- 0,80 '-1,5
- а ,7’ 250
та Чз - ’ к
- 0,85 § 5 2,5 Г
2 ? 200
— 3,0
- 0,90 8 3,5 Е
- 8 9;о 3 150
- 10,5
~ 0,05 У 5,0 -
5,5 г 100
- 1,00
7 50
- 1,05
*- - 25
Рис. 11.11.
Номограмма для определения псевдокритическрго давления углеводородных смесей.
4. Определяют среднеусредненную температуру кипения
СУТК = (СВТК + СКТК)/2 (11.139)
5. Определяют среднюю плотность
^°=Е44°\- (11.140)
Значения d%° для индивидуальных углеводородов вычисляют по формулам
для н-алканов d® = 0,8513— 1,31/(п ф- 0,82) (11.141)
для н-алкенов d%° = 0,8513— 1,1465/(п 0,44) (11.142)
L
где п — число атомов углерода.
Зная указанные выше величины, легко определить критиче-
ский или псевдо критический параметр. Например, чтобы опре-
делить псевдокритическую температуру углеводородной смеси
74
по уравнению (11.140) определяют ее среднюю плотность. Если dj0
меньше 0,6, то Тпкр находят по номограмме, изображенной на
рис. II.8, если больше, то по номограмме, изображенной на
рис. II.9. Найденное значение плотности и среднемольной тем-
пературы кипения откладывают на соответствующих шкалах
(см. рис. II.8 и II.9). Через две полученные точки проводят пря-
мую, точка пересечения которой со шкалой ТП1(р дает искомое
значение псевдокритической температуры смеси. Истинную кри-
тическую температуру кипения определяют аналогичным обра-
зом, только вместо среднемольной температуры кипения смеси
по уравнению (11.137) необходимо найти среднемассовую темпе-
ратуру кипения и отложить ее значение на правой шкале графика.
Критическое и псевдокритическое давления смеси определяют
по рис. 11.10 и 11.11.
При определении критической температуры углеводородной
смеси с примесями неуглеводородных компонентов из аналитиче-
ских методов наименьшее среднее отклонение дает метод, опи-
санный в работе [35]. Согласно этому методу, критическая тем-
пература смеси определяется по соотношению
7кр. см — У, в/Т’кру Jj (11.143)
i i i
где Qj — поверхностная доля i-го компонента
EcC3. (11.144)
Т// — параметр взаимодействия i—j компонентов; т(7 = 0.
Параметры взаимодействия т1;- вычисляются из уравнений
•фг = А + ВЬТ + С&т + Dd3T 4- (11.145)
где
^=2м7Ч + 7Ч) (IL146)
= (rKPl. — Гкр/)/(7’кр(. + ГкР/) (11.147)
Значения коэффициентов уравнения (II. 145) А, В, С, D и Е
приведены в табл. 11.10 для случаев, когда 0 < 6Г < 0,5. Если
это условие не выполняется, то приведенный метод неприменим.
Среднее отклонение значений критической температуры, по-
лучаемых по этому методу, составляет для бинарных углеводо-
родных систем 4 К; для многокомпонентных — 11 К-
Наиболее точный метод определения критического объема
приведен в работе [36]. Критический объем смеси определяется
соотношением
^р.см= 2Жр,+ Е (п-148)
i ‘ i i
vr7 = 0 (11.149)
где Qj — поверхностная доля /-го компонента, вычисляется по уравнению (II .144);
vr7 — параметр взаимодействия; — 1.
75
Таблица 11.10. Значения коэффициентов уравнения (11.145)
Бинарные смеси А В С D Е
Содержащие арома- тические соедине- ния —0,0219 1,227 —24,277 147,673 —259,433
H2S —0,0479 —5,725 70,974 —161,319 —
со2 —0,0953 2,185 —33,985 179,068 —264,522
С2Н2 —0,0785 —2,152 93,084 —722,676 —
со —0,0077 —0,095 —0,225 3,528 —.
Углеводородные смеси —0,0076 0,287 —1,343 5,443 —3,038
Таблица 11.11. Значения коэффициентов уравнения (11.150)
Бинарные смеси А В С D Е
Метановые + ароматиче- ские Смеси с СО2 или с H2S Все другие смеси 0,0753 —0,4957 0,1397 —3,332 17,1185 —2,9672 2,220 — 168,56 1,8337 0 587,05 —1,536 0 —698,89 0
Параметры взаимодействия vZ/- при j i вычисляют из соот-
ношений
% = А + B8V + С62 + О6а3 + £6* (I I • 150)
г|)а = 2vZz/(VKp;. Укру) (11.151)
6а = (С3, - + V243.) (II.152)
Значения коэффициентов уравнения (11.150) А, В, С, D, Е
приведены в табл. 11.11; при этом должно соблюдаться условие
0 бг, с 0,5. Если оно не выполняется, то приведенный метод
неприменим. Для смесей ароматических соединений или содержа-
щих хотя бы один циклопарафин, коэффициенты А = В = С =
= D = Е = 0.
Среднее расхождение между экспериментальными данными и
значениями Екр, полученными по данному методу, 10,5%. Такое
большое расхождение может объясняться неточностью экспери-
ментальных данных, так как экспериментально замерить крити-
ческий объем смеси довольно трудно.
ФАКТОР АЦЕНТРИЧНОСТИ
Для определения свойств веществ с использованием корреляции
на основе теории соответственных состояний применяют фактор
ацентричности. Поэтому необходимо рассмотреть способы опре-
деления значений фактора ацентричности. Питцер [351 предло-
жил для определения фактора ацентричности уравнение
о = ]g Рпр. н _ 1,000 (11.153)
76
где Рпр. н — приведенное давление насыщенных паров вещества при приведен-
ной температуре Тир = 0,7.
Наиболее точно значение фактора ацентричности можно опре-
делить также по уравнению [32]
“ = (Ш /’кип. пр - 5-92714 + 6,09648/7'кип пр +
+ 1,28862 In Ткип. пр — 0,1693477’® ип пр)/(15,2518 -
- 15-6875/7’кип пр- 13,4721 In Гкип пр + 0,435777’® ип пр) (11.154)
где Р^ип пр — приведенное давление насыщенных паров вещества при нормаль-
ной температуре кипения; 7’кип. пр — приведенная температура кипения при
нормальных условиях.
Рис. П.12.
Номограмма дли определения фактора ацентричности нефтяных фракций.
77
Факторы ацентричности индивидуальных компонентов приве-
дены в табл. II.9 (см. с. 67).
Для смеси фактор ацентричности определяют по правилу ад-
дитивности
ш — V <в£сг (11.155)
L
Для смесей углеводородов фактор ацентричности можно оп-
ределить по номограмме, приведенной на рис. 11.12 [35]. От
точки, соответствующей значению псевдокритической температуры
системы, проводят горизонталь до пересечения с линией средне-
мольной температуры кипения данной смеси. Из точки пересече-
ния проводят вертикаль до пересечения с линией, соответствую-
щей значению псевдокритического давления смеси. Из полученной
точки пересечения проводят горизонталь до линии значений фак-
тора ацентричности и определяют его значение для данной смеси.
Для чистых углеводородов фактор ацентричности определяют
по той же номограмме, но вместо псевдокритических параметров
смесей берут значения критических параметров компонентов, а
вместо среднемольной температуры кипения смеси — значения
нормальной температуры кипения индивидуального углеводорода.
КОЭФФИЦИЕНТ СЖИМАЕМОСТИ, плотность,
МОЛЬНЫЙ ОБЪЕМ
Коэффициент сжимаемости, плотность и мольный объем связаны
между собой следующей простой зависимостью
PV = zRT (11.156)
р = I/V (11.157)
Поэтому, зная значения одной из величин, можно определить
другие величины.
Коэффициент сжимаемости определяют наиболее распростра-
ненными и достаточно точными методами, основанными на трех-
параметрической теории соответственных состояний [35, 36].
В. С. Бурных и И. М. Арнольди [37] предложили упрощенный
аналитический метод определения коэффициента сжимаемости при-
родных и нефтяных газов
z =0,990 + (Рпр —0,0681)/(—26,481Т2р +49,11Тпр —25,17) (11.158)
Погрешность значений z, определяемых по уравнению (II. 158),
не превышает 0,5% в диапазонах: Рв„ = 0,35 — 1,5; =
= 1,2-1,8.
В практике расчетов коэффициент сжимаемости углеводород-
ных газов удобно определять по графикам (рис. II.13—11.15),
на которых коэффициент сжимаемости находится в зависимости
от приведенных параметров [25].
78
Рис. 11.13.
Коэффициенты сжимаемости для углеводородных систем при давлениях, близких к атмо-
сферному.
Для систем с приведенным давлением до Рпр = 7 следует поль-
зоваться графиком (см. рис. 11.15), помещенным в верхней части;
для систем с = 7—15 — графиком, помещенным в нижней части.
На основании обработки одной из последних модификаций из-
вестного уравнения состояния БВР для углеводородов, сделан-
ного Старлингом, авторы работы [38] предложили следующее
выражение для определения коэффициента сжимаемости
г = 1 + (Лт + Л2/Тпр Ц- Л3/Т3р + Л4/ТпР + Л/^пр) Рпр +
+ (Л6 + А/^пр + ^в/Т’пр) Рпр + А9 (А7/Тпр + ^в/^пр) Рпр +
+ Л10 (1 + Л11Р2пр) р2р/Т3пр-ехр (-Л11Р2р) (11.159)
79
Рис. 11.14.
Коэффициенты сжимаемости дли углеводородных систем при низких приведенных давле-
ниях.
—Л14 — коэффициенты; их значения приведены ниже:
Аг = 0,3265; А2 = —1,0700; А3 = —0,5339; Л4 = 0,01569; Л5 = —0,05165;
АЙ= 0,5475; Л7 =—0,7361; Ла= 0,1844; А9 = 0,1056; Л10 = 0,6134; Лп =
= 0,7210.
Так как уравнение (11.159) имеет два неизвестных (z и рпр),
то для его решения необходимо использовать уравнения (II. 156)
и (11.157).
Величину z определяют по уравнениям (11.156) и (11.159)
методом последовательного приближения.
Уравнение (11.159) можно применять в следующих областях:
1,0 < Тпр < 3,0; 0,2 с Рпр < 3,0; 0,7 < Т„р < 1,0; Рпр < 1,0.
Средняя абсолютная ошибка определения z по этому уравнению
0,5%.
Экспериментальные значения критических коэффициентов сжи-
маемости углеводородов С4—С10, H2S, СО2 и N2 приведены в
табл. II.9 (см. с. 67).
Плотность жидких углеводородов от С4 до С10 при атмосфер-
ном давлении можно определить по номограммам, приведенным
на рис. 11.16 и 11.17 [311. Область применения метода для угле-
80
водородов С5- С10 указана в табл. 11.12. Температурные пределы
применения метода для легких углеводородов следующие: метан:
—1804-—160; этан: —130-^—90; пропан: — 110-е—50; н-бутан:
—80^—20; изо-бутан (2-метилпропан): —90-*—10.
Для определения плотности по номограмме в низкотемператур-
ной области (см. рис. 11.16) проводят прямую через компонентную
Рис. 11.15.
Коэффициенты сжимаемости для углеводородных систем (природный и нефтяной газ)
при средних и высоких приведенных давлениях.
81
е>
^и/гн’ чшэоншощ
1||1|||1111|1111|11'П|1111|1111|1111|1111|1111|1111|1111|1111|1111|1111|1111|1111|1111|1111|1111]1111|11П|
|11|1|11|1||1|1|1111|1111|1111|1|11|1111|1111|1111|1111|1111|1111|1111|1111|11П|1111|1111|||||||111|1111|1111|1111|1111|1111|11Н|1111|1111|1|1
'с
IniiliiuliiiihiiiliiiilniiliiiiliiiiliiiiliiiiliiiiliiiiiiiiilHiihiiihiiiiiiiiliiiilHiihiiihiiihiiiliiiihiHliiiiluiiliiiiIiiiiliiiiluiiliiiiliiiiliiiiliiiiliiiiliiiiliiiihiiiliJuliiiilHliIllllIllllhiiil
Л*»
Ъ 200 10002
f-180 gso -1
Г 160 900 -I
^190
1-120
-80
X
850 4
650 -
500
Puc. 11.17.
Номограмма для определения плотности жидких углеводбродов при атмосферном давле-
нии в высокотемпературной области.
точку и точку на температурной шкале. Пересечение этой прямой
со шкалой плотности дает искомую плотность. В табл. 11.12 для
углеводородов приведены соответствующие им значения коор-
динат Y и X. Для нахождения плотности на сетке по значениям
координат Y — X определяют точку для соответствующего угле-
водорода. Через эту точку и точку на температурной шкале прово-
дят прямую до пересечения со шкалой плотности.
83
Таблица 11.12. Значения координат и температурные пределы
для расчета плотности чистых жидких углеводородов
при атмосферном давлении
Вещество Координаты Температурные пределы, °C
(рис. II. 17)
X V Рис. 11.16 Рис. 11.17
н-Пентан 2,19 0,61 —904-0 — 104-30
2-Метилбутан (изопентан) 2,07 0,43 —504-10 —104-20
н-Гексан 2,33 1,53 —904-0 —104-60
н-Гептан 2,45 2,27 —904-0 —104-90
н-Октан 2,65 2,89 —504-0 — 104-120
н-Нонан 2,74 3,36 —504-0 — 104-120
н-Декан 2,80 3,73 — — 104-140
Для определения плотности углеводородов по рис. 11.17 на-
ходят точку с координатами X — Y данного углеводорода (см.
табл. 11.12). Затем через указанную точку и точку, соответствую-
щую температуре системы, проводят прямую до пересечения с
правой ординатой, на которой получают значение плотности.
В расчетной практике для приближенной оценки значений
плотности жидких смесей углеводородов применяют формулу
Крега [391
d\l = 1, ОЗМ/ (44,29 -фМ) (11.160)
где — плотность жидкости при t= 15 °C.
Плотность при заданной температуре определяют по уравнению
(П.161)
где — температура, равная 15°С; t2 — заданная температура; а — коэффи-
циент, зависящий от величины d[5.
Значения коэффициентов а приводятся ниже:
.15 “15 а 41 а
0,69—0,6999 0,00091 0,71—0,7199 0,000884
0,7—0,7099 0.000897 0,72—0,7299 0,00087
Для расчета плотности сжиженных газов предложено урав-
нение [40 ]
N
d = £ XiMi
i=i
N
У 0W) — Vm
i=l
(11.162)
где Vi — мольный объем i-ro компонента, м3/(кг-моль); от — отрицательный
объем смеси, м3/(кг-моль), т. е. величина, на которую суммарный объем отдель-
ных компонентов больше объема смеси этих компонентов.
84
Таблица 11.13. Мольные объемы индивидуальных компонентов
Компонент Молекулярная масса При температуре, °C
— 180 — 175 - 170 — 165 — 160 — 155 — 150 -145 — 140
сн4 16,042 0,03579 0,03636 0,03696 0,03757 0,03822 0,03890 0,03964 0,04042 0,04126
с2н, 30,068 0,04645 0,04682 0,04721 0,04760 0,04800 0,04841 0,04882 0,04925 0,04969
С3н8 44,094 0,06080 0,06122 0,06164 0,06208 0,06252 0,06298 0,06344 0,06392 0,06440
н-С4Н1в 58,120 0,07498 * 0,75430 0,07589 0,07635 0,07682 0,07729 0,07778 0,07826 0,07876
изо-С4Н10 58,120 0,75080 0,07557 0,07608 0,07659 0,07711 0,07764 0,07818 0,07873 0,07928
W’CsHxa 72,146 0,08844 0,08894 0,08944 0,08995 0,09047 0,09099 0,09152 0,09206 0,09260
изо-С5Н12 72,146 0,08906 0,08957 0,09008 0,09060 0,09113 0,09167 0,09221 0,09275 0,09330
CeH14 86,172 0,10273 0,10326 0,10380 0,10434 0,10489 0,10545 0,10602 0,10659 0,10716
N2 28,016 0,03842 0,03996 0,04181 0,04407 0,04683 0,06021 0,05428 0,05915 0,06496
о2 32,00 — — 0,02980 0,03061 0,03151 0,03252 0,03367 — —
Мольный объем компонентов для пропана и бутана при t =
= 30-^60 °C рассчитывают по уравнению
pt-= Л4г/[Л-В<-С/(Е —01 (И.163)
где t — температура, °C; А, В, С, Е — : константы, значения которых приведены
ниже:
Компонент Молекуляр ная масса А в с Е
Этан . . . 30,068 499,0 0,99 600 66
Пропан . . 44,094 574,9 0,97 600 129
н-Бутан . . . 58,120 637,7 0,86 700 186
Изобутан .... 58,120 616,6 0,97 600 169
н-Пентан 72,146 673,3 0,86 700 231
Этилен 28,052 502,7 1,10 700 44
Пропилен 42,078 601,1 1,03 700 126
н-Бутилен .... . . 56,104 657,3 0,97 700 180
Для сжиженных природных
значения vt для индивидуальных
11.13.
газов при t =—140 н—180 °C
компонентов приведены в табл.
Таблица 11.14. Поправка С для смесей сжиженных природных газов
в уравнении (11.162)
С-103 м3/(кг• моль)
Молекулярная масса смеси — 140 °C — 145 °C — 150 °C — 155 °C — 160 °C Эо S9I — — 170 °C — 175 °C — 180 °C
16,0 0 0 0 0 0 0 0 0 0
16,5 0,16 0,15 0,14 0,13 0,12 0,11 0,10 0,09 0,09
17,0 0,33 0,31 0,29 0,27 0,25 0,23 0,21 0,19 0,18
17,5 0,50 0,47 0,43 0,40 0,37 0,34 0,31 0,29 0,27
18,0 0,66 0,61 0,57 0,53 0,49 0,45 0,42 0,38 0,35
18,5 0,81 0,75 0,-70 0,65 0,65 0,56 0,52 0,48 0,44
19,0 0,95 0,88 0,42 0,76 0,71 0,66 0,61 0,57 0,53
19,5 1,09 1,01 0,94 0,88 0,82 0,76 0,70 0,65 0,61
20,0 1,21 1,13 1,05 0,98 0,91 0,85 0,79 0,74 0,68
20,5 1,33 1,24 1,16 1,08 1,01 0,94 0,88 0,82 0,76
21,0 1,44 1,34 1,25 1,17 1,10 1,03 0,96 0,89 0,83
21,5 1,55 1,43 1,35 1,26 1,18 1,11 1,03 0,96 0,90
22,0 1,61 1,53 1,43 1,35 1,26 1,18 1,10 1,03 0,96
22,5 1,68 1,59 1,50 1,41 1,33 1,25 1,17 1,10 1,02
23,0 1,75 1,66 1,56 1,48 1,39 1,31 1,23 1,15 1,08
23,5 1,80 1,71 1,62 1,53 1,44 1,36 1,28 1,21 1,13
24,0 1,85 1,76 1,67 1,58 1,49 1,41 1,33 1,26 1,18
24,5 1,89 1,80 1,71 1,63 1,54 1,46 1,38 1,30 1,23
25,0 1,92 1,83 1,74 1,66 1,58 1,50 1,42 1,34 1,27
26,0 1,96 1,88 1,80 1,72 1,64 1,56 1,48 1,41 1,24
27,0 2,00 1,92 1,84 1,76 1,69 1,61 1,54 1,46 1,39
28,0 2,03 1,95 1,87 1,80 1,72 1,65 1,58 1,51 1,43
29,0 2,05 1,98 1,90 1,83 1,75 1,68 1,60 1,53 1,46
30,0 2,07 2,00 1,92 1,85 1,77 1,70 1,62 1,55 1,48
31,0 2,08 2,01 1,93 1,86 1,78 1,71 1,64 1,57 1,50
32,0 2,09 2,02 1,94 1,87 1,79 1,72 1,65 1,58 1,51
86
Величина отрицательного объема пропан-бутановой смеси от
незначительна, поэтому ею можно пренебречь. Для смесей сжи-
женных газов, имеющих молекулярную массу менее 33 и содержа-
щих не более 5% мол. азота, кислорода и изопарафинов,
Vm = ХщС
где хт — мольная доля метана в сжиженном газе; С — поправка, зависящая
от молекулярной массы и температуры смеси.
Значения поправки приведены в табл. II. 14.
ЭНТАЛЬПИЯ
Энтальпия идеального газа зависит только от температуры, ре-
ального — от температуры и давления. Существуют графические
и аналитические методы определения энтальпии. Графический
метод определения энтальпий углеводородов Ci—Сс, основанный
на принципе соответственных состояний, приводится в литера-
туре [25]. Энтальпии чистых компонентов при заданных усло-
виях можно находить по диаграммам состояния этих веществ [25].
Энтальпию можно определять графическим методом по графи-
кам Максвелла (рис. 11.18 и 11.19) [2]. На этих графиках пред-
ставлена энтальпия индивидуальных углеводородов Cj—С8 в за-
висимости от температуры и давления. При определении по этим
графикам энтальпии жидких смесей используется правило адди-
тивности, для паров правило аддитивности можно использовать
до давления 0,1 МПа. При более высоких давлениях энтальпию
паровой смеси рассчитывают путем интерполяции по средней мо-
лекулярной массе паров. В этом случае определяют среднюю мо-
лекулярную массу смеси. Затем по графикам, изображенным на
рис. 11.18 и 11.19, определяют значения энтальпий двух ближай-
ших индивидуальных компонентов, между которыми находится
значение средней молекулярной массы смеси. Энтальпию смеси
определяют путем интерполяции между значениями энтальпий
индивидуальных углеводородов по молекулярным массам этих
индивидуальных углеводородов и средней молекулярной массе
смеси. Если компонент смеси находится при температуре, пре-
вышающей его критическую температуру, энтальпию определяют
по линии «газ в растворе» (см. рис. 11.18, 11.19).
Графический метод Брауна и Холкомба [2] предназначен для
определения энтальпий индивидуальных углеводородов Cj—С8
в жидком состоянии в интервале температур от —20 до 160 °C, а
также в парообразном состоянии в интервале температур от —20
до 220 °C. Энтальпию находят по одному графику для жидкого
состояния, изображенному на рис. 11.20 (при этом влиянием
давления на жидкость пренебрегают) и по двум — для парообраз-
ного состояния: вначале по рис. 11.21 находят энтальпию каждого
компонента при температуре системы и атмосферном давлении, за-
тем по рис. 11.22 определяют поправку на значение энтальпии по
давлению в зависимости от приведенных температуры и давления.
87
800
1200
1000
5®
.V
3
1600
§
§
600
600
wo
о
600
600
200
о
600
600
200
о
600
600
200
о
600
600
200
О
Рис. 11.18.
п«Р,
та
z-; н-бутан -~ЬцО<^г;;
-7HaC
800
пнтпи I i цО
:;:Нас^
800
1000 | ]-
ДЯ| _ - ? _ _
1000. Г
И1 “ГП -rtl®. r'
---Пропан-
-ХхГг~
Т;Тт «(у1 . Г г
~ ~ Зтан
• . ^<1. I
1000
I зоо Жт з
Wfr I
1000
|И?
*Таз в растворе .
(выше критичес1~_~_
кой точки)
1600 4-1-
1200
;Й1И®±
»! ? Газ в растворе ~ -
; ? _ (выше критичес-. ~
кой точки)
1600 Т
1200
&
1200
1200
*Газ в растворе -
(выше критичес-
кой тачки). . . । ।
1600.
g J i Л Газ в растворе - -
".(выше критичес- ~ >
ной точки) ।. ГР''
1600
Газ в растворе । .
(выше критической
точки)
1600
150 -100 -50 0 50 100 150 200 250 300 350
Температура, °C
Энтальпия парафиновых углеводородов Сх«-н-С4.
Энтальпия жидкости в состоянии насыщения при t *—129 °C принята равной нулю.
200 Ш
600
ЧОО
200
О
600
ООО
200
О
600
ООО
200
О
600
ЧОО
200
О
600
ООО
О
газ в растворе
ыше крити-
ческой точки) г
Газ в растворе
ыше критичес-
кой точки)
юз о растворе
'ыше крити чес-
кой тачки)
-100-50 0 50 100 150 200 250 300 350 ЧОО
Температура, °C
7аз в растворе
выше крити-
ческой точки)-
Газ в растворе
зыше крити-
ческой точки)
zwi-ji
Рис. 11.19.
Энтальпия парафиновых углеводородов изо-С, — С,.
Энтальпия жидкости в состоянии насыщения при /”-129*С принята равное нулю.
Энтальпии жидкой и паровой смесей рассчитывают соответственно
по уравнениям
/=^/0^.+ д/ (11.164)
i = £ 1[Х{
(11.165)
где 1 — энтальпия системы в газовом (паровом) состоянии при заданных усло-
виях температуры и давления; /Q — энтальпия г-го компонента в газовом (паро-
вом) состоянии при температуре системы и атмосферном давлении; А/ — по-
правка на значение энтальпии по давлению в зависимости от приведенных тем-
пературы и давления системы; i — энтальпия жидкой смеси при температуре
системы; г, — энтальпия г-го компонента в жидком состоянии при температуре
системы; х;- — мольная доля i-ro компонента жидкой смеси.
Рис. 11.20.
Энтальпия углеводородных жидкостей при атмосферном давлении.
Энтальпия жидкостей в состоянии насыщения при t = 0 °C и Р = 0,1 МПа принята рав-
ной нулю
Уемпература, °C
§
51
*
*
53
Ч
СЗ
5
90
Рис. 11.21.
Энтальпия углеводородных паров при атмосферном давлении.
Энтальпия насыщенной жидкости при I — О °C и Р ~ 0,1 МПа принята равной нулю.
/ — метан; 2 — этан; <? — пропан; 4 — нзобутан; 5 — бутан; 6 — изопентан; 7 — пен-
тан; 8 — гексан; 9 — гептан; 10 — октан.
Для расчета энтальпии углеводородов и их смесей используют
уравнения состояния Бенедикта—Вебба—Рубина, Старлинга —
Хана [11], Редлиха—Квонга [41 ], Ли—Эрбара—Эдмистера [16].
При использовании указанных уравнений энтальпию можно
определить по термодинамическому соотношению [43]
( 9G \
7 = -т2(Х- <п-166)
X и 1 / Г t
где 1 — энтальпия системы при заданных условиях температуры и давления;
G — превышение изобарно-изотермического потенциала реальной системы над
изобарно-изотермическим потенциалом системы в идеальном газовом состоянии;
7“—энтальпия чистого компонента в идеальном состоянии.
Изобарно-изотермический потенциал G рассчитывают по урав-
нению
р
б = J Гр 6р (11.167)
о
91
Рис. 11.22.
Влияние давления и температуры иа энтальпию природных газов.
Ниже приведены уравнения (11.168; 11.169; 11.170 и II. 171)
для определения энтальпий, полученные на основе указанных
уравнений состояния с использованием соотношений 11.166 и
11.167:
' = Е + (МГ - 2Ло - 4Со/т2) Р + - 3fl) Р2/2 +
i
4-6аар6/5+ {3 [ 1 — ехр (—ур2)]/2 — ехр (—ур2)/2 + ур2 ехр (—ур2)} (11.168]
' = И - 2Л0 - 4С0/Т2 + 5D0/T3 - 6£0/Т4) р +
i
+ 1/2 (2bRT — За — 4d/T) р2 + 1/5а (6а + 7d/T) р6 +
+ [3 - (3 + 1 /2ур2 - У2р4) ехр (—уР2] (11.169)
92
l^^x^+RT [1-2+-^- In (1 +ВР/2)] (11.170)
i = X V? ~RT{z~l + -bkr [<« + «') In(1 — W) —
- C + -|l ln(l -*W2))] } (П.171)
Энтальпии чистых компонентов в идеальном состоянии /?, как
правило, рассчитывают по полиномиальным уравнениям типа
/0 = Л,Т + Л2Т2 + 43Т3 Н- (11.172)
Ниже приводится расчет энтальпий углеводородных систем типа
природных и нефтяных газов по методу Редлиха — Квонга, моди-
фицированному Барсуком [24]. Метод обеспечивает хорошую на-
дежность результатов в интервале температур от —180 до 140 °C
и при давлениях до 14 МПа.
Энтальпию определяют по уравнению
1 = S fyi: + RT -
i
— R [У x([Bt +2Ct- (TKp/T — 1)] TJln(l+m/z) (11.173)
I i J
где / — энтальпия смеси при заданных условиях температуры и давления; /°; —
энтальпия i-го компонента в идеальном состоянии при температуре системы;
В(-, Сг — константы уравнения, значения которых приведены ниже:
Компонент В. 1 ci Компонент в. 1 ci
Азот 7,66 0,3 н-Гексан 10,0 1,4
Метан .... 7,50 0,35 н-Гептан 10,5 1,3
Этан 8,20 0,7 н-Октан 11,0 1,4
Пропан .... 8,82 0,5 н-Нонан .... 11,2 1,4
Изобутан . . . 8,80 1,0 н-Декан .... 11,6 1,4
н-Бутан .... 8,90 1,0 СО2 9,8 0,3
Изопентан 9,4 1,25 H2s 8,3 0,8
н-Пентан . . . 9,5 1,25
Энтальпию ЧИСТЫХ газов Г рассчитывают по соотношению
/0 = Aj77100 + H2 (77100)2 + лз (77100)3 +
+ Л4 (Т/100)4 + Л6 (Т/ЮОр + Л (Т/100)« (11.174)
Лт—А6 — константы уравнения; значения их приведены в табл.
11.15.
В настоящее время одним из наиболее точных и надежных ме-
тодов определения энтальпии является метод Ли—Кеслера [36].
Его используют также для расчета коэффициента сжимаемости,
коэффициентов летучести, энтропии и теплоемкостей. Метод ос-
нован на применении теории соответственных состояний и моди-
фицированного уравнения состояния Бенедикта—Вебба—Рубина
в приведенной обобщенной форме.
93
Ч? Таблица П.15. Значения коэффициентов в уравнениях (П.174) и (П.201)
Компонент Al Л2 А, >1. -4. А,
Азот 696,4240 —0,1250806 —0,6202299 0,1882407 —0,0130837 0,0002922
Метан 832,5838 —33,21839 8,34748 0 0 0
Этан 834,4148 —50,73926 42,38703 —4,475561 0,2133584 —0,0039638
Пропан 747,6758 54,58094 43,12740 —5,07740 0,2514217 —0,00477
Изобутан 918,6402 109,7458 49,68894 —6,26652 0,3147684 —0,0060
н-Бутан 918,6402 109,7458 49,68894 —6,26652 0,3147684 —0,0060
Изопентан 1125,8500 135,7013 59,75617 —7,185797 0,3649476 —0,0070
н-Пентан 1125,8500 135,7013 59,75617 —7,185797 0,3649476 —0,0070
н-Гексан 1257,6060 183,095 69,43283 —8,740665 0,4452560 —0,0086
н-Гептан 1349,2500 232,769 73,62374 —9,448433 0,483920 —0,00939
н-Октан 1513,1110 303,0295 76,88945 —9,400066 0,439200 -0,0111
н-Нонан 1677,6660 335,1481 92,05947 —12,074470 0,624000 —0,0122
«-Декан 1799,4750 399,8985 95,56796 —12,646240 0,649000 —0,0125
со2 718,3000 32,2 0 0 0 0
H2S 680,6000 20,0 0 0 0 0
Любое из перечисленных термодинамических свойств, в отли-
чие от обычно применяемой формы закона соответственных со-
стояний
F = Ft0) -J-wF(L) (11.175)
определяют по соотношению
F = Fco> + -^-(Fnp-F«») (11.176)
UJnp
где F — свойство реальной системы; F<0>—.свойство простой системы; F(1)_по-
правка, обусловленная несферической формой молекул реальной системы.
Очевидно, что
F{1, = (FnP-F(O))/<onp (11.177)
где Fnp — свойство так называемой приведенной системы; (Оир — приведен-
ный фактор ацентричности, равный для углеводородов 0,3978.
В предложенном методе используют модифицированное урав-
нение состояния Бенедикта—Вебба—Рубина в следующем виде:
2 = Vnp/Лц, = 1 + 5/Vnp + C/V^ + D/V5np +
+ T3~4V2~ + ?//У2пр) eXp (~y/VnP) (И.178)
J np’np
5=Ь1+52/Тпр-Ь3/Г-р-Ь4/Т3пр;
С = сг-с2/Тпр + с3/Т1р, D=d1-d2/Tnp,
b± ... 64, cn c2, c3, dlt d2, cit p, у — константы уравнения — зна-
чения их приведены ниже:
Простая система Приведенная система Простая система Приведен- ная система
.... 0,1181193 0,2026579 0,0 0,016901
&2 .... 0,265728 0,331511 с4 .... 0,042724 0,041577
Ьд .... 0,154790 0,027655 Дг-104 . . 0,155488 0,48736
&4 .... 0,030323 0,203488 Д2-104 . . 0,623689 0,0740336
С1 .... 0,236744 0,0313385 ₽ 0,65392 1,226
с2 .... 0,0186984 0,0503618 V 0,060167 0,03754
Для определения свойства по данному методу вначале опреде-
ляют свойство простой системы (применительно к энталь-
пии затем — свойство приведенной системы Fap (примени-
тельно к энтальпии /пр).
Для определения разницы между значениями энтальпии про-
стой системы при заданных условиях (Р и Т) и простой системы
при заданной температуре в идеальном состоянии, а также для
определения разницы между значениями энтальпий «приведенной»
95
системы при заданных условиях и «приведенной» системы в иде-
альном состоянии используют уравнение
I — /° / , ьч + W^np -г З^/Т’пр
ЯТкр -'"Pf Tnpvnp
_ + л + зД
ST’npV^p 5TnpV®p J
Е = -^Г— (₽ + 1 - (Р + 1 + ?МР) ехР (-Y /С) I
2 1 V
(11.179)
При подстановке в уравнение 11.179 коэффициентов для про-
стой системы получают значение, соответствующее F<°>, а при
подстановке коэффициентов для приведенной системы — значе-
ние, соответствующее Тпр (см. уравнение П.176). Подставляя эти
значения в уравнение (11.176), получим выражение для определе-
ния разницы между значениями энтальпий реального вещества
при заданных условиях и реального вещества в идеальном со-
стоянии
/ — /<“> _ г / —/<0>
RTKp - [ /?ГКр- J +
ш ( Г / —/<0) 1 (nPJ Г 1 — /(0) 1<0))
Из уравнения (II. 180) определяем величину I—/<°>, а затем
рассчитываем значение энтальпии реальной системы при заданных
условиях
Z = z» + (/ —/») (П.181)
где /° — энтальпия смеси в идеальном газовом состоянии при температуре си-
стемы.
Энтальпия смеси в идеальном газовом состоянии при темпера-
туре смеси определяется
Z^S^. (II. 182)
где — энтальпия i-ro компонента в идеальном состоянии при температуре
системы.
l°i можно определить по уравнению 11.174.
Для определения критических свойств смесей в данном методе
предлагаются следующие правила смешения
^кр, — 2кр(Л7’кр.//?кР(.
2кр. = 0,2905 — 0,0850)1
i ft
(11.183)
(11.184)
(11.185)
96
Гкр = V(8VKp) Е S ^(С,.+Са)3ИГкр7кра (Н.186)
j k 1 R I я
co = XjWi (11.187)
PKp = ЯгкрТкр/Укр = (0,2905-0,085<o) (11.188)
где VKp, TKp, Pup — соответственно критические объем, температура и давление
системы; <о — фактор ацентричности системы.
При расчетах рекомендуется пользоваться значениями факто-
ров ацентричности, определяемых по уравнению 11.188.
Для ручных расчетов по предложенному методу составлены
таблицы величин ( RT \ и ( цт ) при различных
значениях приведенных температур и давлений. Для системы при
заданных условиях энтальпию (/) рассчитывают по уравнению
1° — 1 _ / 1° — 1 у»’ / /о — I у1»
RT \ RT } +<й\ RT )
Таблица значении ) и ( RT ) приведена в
Приложении.
ТЕПЛОЕМКОСТЬ
Теплоемкость Ср для легких углеводородов и их смесей при ат-
мосферном давлении можно определить графически (рис. 11.23)
в зависимости от температуры, плотности, молекулярной массы
или характеристического фактора [2]. Для смесей при атмосфер-
ном давлении теплоёмкость определяется
СРСМ = 11СР^ (11.189)
i
где Ср. — мольная теплоемкость i-го компонента при температуре системы;
У1 — мольная доля /-го компонента.
При повышенном давлении теплоемкость газообразных угле-
водородов и их смесей зависит также от давления системы. В этом
случае теплоемкость газообразных углеводородов определяется
по уравнению
Ср= Y.Cp.yt-ts.Cp (11.190)
где Ср — мольная теплоемкость смеси газообразных углеводородов при темпера-
туре и давлении системы; Ср. — мольная теплоемкость Z-ro компонента в идеаль-
ном состоянии при температуре системы; ДСр — поправка на давление.
Мольная теплоемкость вещества в идеальном газовом состоянии
может быть рассчитана по удельной теплоемкости, определенной
по графику, представленному на рис. 11.23. Поправка на давле-
ние ДСР определяется по графику (рис. 11.24) [2] в зависимости
от приведенных параметров.
4 Берлин М. А. и др.
97
-WO 0 ' WO 200 300 - kOO 500 600
Температура, °C
Рис. П.23.
Удельная теплоемкость Ср углеводородных газов при атмосферном давлении.
Мольную теплоемкость вещества в идеальном газовом состоя-
нии можно определить по зависимости [44]
Ср = Е + F (7/100) + б (7/100)2 + И (7/100)3 + W (100/7) (11.191)
где Е, F, G, И, N — коэффициенты, приведенные в табл. 11.16.
Погрешность этого метода в интервале температур 225—290 К
равна 1 %, при более высоких температурах она не превышает
0,2%.
98
Рис. II.24.
Зависимость ДСр от приведенных температуры и давления.
4*
Таблица 11.16. Константы (в к,Цж1кг-К) в уравнении 11.191 *
Компонент F. 10» 6.10» И. 10» N. 10
Метан 938,555 244,060 —47,284 297,972
Этан 1880,822 771,748 1 082,612 100,526
Пропан 2923,977 1444,775 2 746,735 34,484
Бутан 3824,475 1928,662 3 736,734 0,224415
Изобутан 3961,203 2114,012 4 411,716 —97,9695
Пентан 4744,960 2439,870 4 830,751 —8,09108
Изопентан 4822,670 2502,796 5 018,789 —110,42459
Гептан 6617,512 3516,335 2 770,848 50,4680
Гексан 5693,357 2996,937 6 111,680 39,4914
Октан 7549,663 4051,211 8 436,805 64,1452
Нонан 8463,811 4553,279 9 496,744 67,0058
Декан 9390,185 —5076,738 10 641,930 78,1897
Азот 609,326 451,965 1 265,646 432,369
Диоксид углерода 1133,153 855,086 2 358,633 304,765
Сероводород 831,886 568,364 1 561,575 398,149
* Е для всех компонентов равно нулю.
СР можно определить аналитическим методом из термодинами-
ческого соотношения
<1Ы92)
где Д/ — поправка на давление, которую можно определить из уравнения со-
стояния.
Рис. 11.25.
100
Рис. 11.26.
Номограмма для определения теплоемкости жидких углеводородов с числом атомов угле-
рода от 5 до 25.
Теплоемкость жидких углеводородов можно определить графи-
чески по рис. 11.25 [2].
При определении теплоемкостей высококипящих углеводород-
ных жидкостей помимо плотности необходимо знать характери-
стический фактор К- Для углеводородных жидкостей, имеющих
характеристический фактор К, отличный от 11,8, по нижнему
графику находят поправочный коэффициент, на который умно-
жают найденное по основному графику значение теплоемкости.
Теплоемкость чистых жидких углеводородов с числом атомов
углеводорода от 5 до 25 можно определять по номограмме, изоб-
раженной на рис. 11.26 [30]. Порядок расчета с помощью номо-
граммы следующий.
1. Вычисляют температуру, приведенную к температуре ки-
пения
/рКИП . 'Г
7 пр 1 ! * кип
101
где Т — температура системы; TKHn — нормальная температура кипения угле-
водорода.
2. Отмечают точкой значение Тпр" на соответствующей шкале
в центре номограммы, вторая точка соответствует числу атомов
углерода на левой шкале.
3. Через эти точки проводят прямую линию до пересечения со
шкалой СР или К и отсчитывают их значения.
В первом случае величину СР определяют непосредственно
по номограмме, а во втором — для определения СР найденную
величину К подставляют в уравнение
СР = 0,740 + К (0,02л — 0,10) (11.193)
где п—число атомов углерода.
ЭНТРОПИЯ
Существуют графические и аналитические методы определения
энтропии. Графический метод [251 основан на теории соответ-
ственных состояний. По этому методу энтропия при заданных
условиях определяется как
sCM = soCM-(S»-S)
(П.194)
где S“H — энтропия смеси в идеальном состоянии при температуре системы и
атмосферном давлении; (S0—S)CM — поправка, учитывающая влияние давления
Рис. 11.27.
График зависимости энтропии чистых компонентов в идеальном состоянии от температуры
[1 ВТЕ/Сфунт-°R) = 4,187 Дж/(г-К)].
102
Энтропию смеси в идеальном газовом состоянии определяют
по уравнению
£ cjnc,. (11.195)
i
где — энтропия i-ro компонента в идеальном состоянии при температуре
системы.
Энтропию определяют по графику, представленному на
рис. 11.27. Поправку энтропии на давление (S0—S)CM рассчи-
тывают по уравнению, выведенному на основании теории соответ-
ственных состояний
К So S \ <°> /5°S \ <1> 1
/ S" — S \ (0)
где I--=— ) —поправка, учитывающая влияние давления на энтропию «про-
\ R /
/ S° — S X(О
стых» веществ; 1-) —поправка, учитывающая влияние давления на
энтропию реальных веществ.
„ / S» —S\(°) /S° —S\(1)
Величины^——J и (——J определяют по графикам
(рис. 11.28 и 11.29).
Для углеводородных систем применяют уравнения состояния
Редлиха — Квонга, Ли — Эрбара — Эдмистера, Бенедикта —
Вебба — Рубина, Старлинга — Хана. Энтропию^находят с ис-
пользованием уравнений состояния по термодинамическому соот-
ношению [42 ]
S = (dG/dT)P>v- [RlnpRTKp.-S?] (11.197)
где G — разница между изобарно-изотермическим потенциалом системы в реаль-
ном и идеальном состоянии.
Для определения изобарно-изотермического потенциала G урав-
нения состояния (11.196) и (11.197) подставляют в уравнение
(11.167).
Из аналитических методов для определения энтропии предла-
гается метод с использованием довольно простого двухпараметри-
ческого уравнения состояния Редлиха—Квонга, модифицирован-
ного Барсуком [24]. Метод применим для углеводородных систем
Сг—С10, включающих и неуглеводородные компоненты: N2, СО2,
H2S. Метод обеспечивает хорошую надежность результатов в ин-
тервале температур от —180 до 140 °C при давлениях до 14 МПа.
Энтропию рассчитывают по уравнениям
Зсм = S°H + Rr In (1 + + R In (11.198)
Lc; In< (11.199)
r = £ c; [4,934 - Bi + Ci - Ci (TKp,/T)2] (11.200)
где m—коэффициент, определяемый по уравнению (11.104); В,, Ci — коэффи-
циенты уравнения, приведены на с. 93; г — коэффициент сжимаемости.
103
10
Рис. 11.28.
График зависимости поправки на энтропию для «простых» веществ от приведенной тем-
пературы и приведенного давления.
Верхний график — для приведенных температур 0,35 — 1,6; мнжний — для приведенных
температур 0,8—4.
ia
is
74
12
10
8
6
4
Рис. 11.29.
График зависимости поправки на энтропию для реальных веществ от приведенной тем
пературы и приведенного давления.
Верхний график — для приведенных температур 0,35—0,85; средний — для приведен
ных температур 0,9 —1,4; нижний — для приведенных температур 0,8—4-
Энтропия i-ro компонента в идеальном состоянии определяется
по уравнению
S? = In Т + 2А2 (Т - 1)/100 + -|-43 (Т2 — 1)/1002 +
+ -4~Л4 (Т3 — 1)/1003 + 4-Л5(Г4- 1)/1ОО4+4 I)/10051 / юо (11.201)
о 4 и JI
где Ai—4e — коэффициенты уравнения, значения которых приведены
в табл. 11.15 (с. 94).
Энтропия может быть определена также по методу Ли—Кес-
лера [36]. Подробно метод Ли—Кеслера описан при рассмотрении
методов расчета энтальпии. Для расчета энтропии используется
зависимость
(3 - 3°)/7? + In (Р/Р°) = In г - + &з/Т2„р + 2b4/T3np)/Vnp -
- («! - 2Сз/Т3пр)/2У2пр - + 2£ (11.202)
где Р° = 1.
вязкость
Методы расчета вязкости газов [45—49] довольно просты и пред-
ставлены в^виде аналитической или графо-аналитической зави-
симости от, приведенных температур и давлений. Точность их
весьма различна, и каждый из методов хорошо описывает тот или
иной вид газов. Из-за удобства и простоты расчетных процедур
в широком диапазоне температур и давлений, вплоть до критиче-
ских, а также высокой точности, для индивидуальных углеводоро-
дов в газообразном состоянии выбран и приведен ниже метод Го-
лубева [50], который предложил обобщенную зависимость вяз-
кости от температуры при атмосферном давлении
Т1г/Т|гкр= Т1пр = f (Т/Гкр) = f (Гпр) (11.203)
Здесь т| —вязкость при температуре Т и атмосферном давлении; п_ —
1 1 кр
вязкость при критической температуре; т]пр — приведенная вязкость.
Эта зависимость справедлива и для смесей углеводородов,
только в этом случае вместо 71(р подставляют значение псевдо-
критической температуры смеси.
Эмпирическим путем была найдена аналитическая форма функ-
ции
Лпр — f (Т'пр)
’Inp = Т’пр65 лля ТПр < 1 (11.204)
(О.тц-о.гэ/Гпр) длЯ т > 1 (11.205)
•!пр ‘ пр и₽ ' '
106
Значения г]Гкр были также определены в аналитическом виде
в зависимости от свойств углеводорода
i
Л10^/>^/р1/б+ .
1]т =34-10“8
кр
+ У| [(^кр/Т’кр)0,25 (Л1Т’Кр/Л47’Кр1.) ,5]
(11.206)
Здесь п— М— ^М.-, Т'вр— ^УгТкрр гкр— ^</тгкр;; Ркр—
i i i i
= «т— число атомов углерода в молекуле углеводорода.
i
Для газов, находящихся под давлением, предложено выраже-
ние
(11.207)
Пр, т — Пр а (Р'tHY
где a (PtlT)n — поправка на давление; т]р т — вязкость газа при температуре Т
и давлении Р; Pt — термическое давление, являющееся функцией от плотности
паров [50, 51].
Pt = Т (dP/dT)v = р (1 + ipx) = f (р) (П .208)
х = 1 + 0,645Z>p + 0,28762ра (11.209)
где Ь — учетверенный собственный объем молекул.
Таким образом, из уравнений (11.207)—(11.209) будем иметь
Прг - Пт- = а (Р + ЙР2 + • •) = F (Р) (Н.2Ю)
Из закона соответственных состояний можно записать
(Орт- - ^/(ЧрГхр- Чр) = F (р/ркр) = F <рпр) (1L211)
где Рпр — приведенная плотность, равная
^крРР кр
Рпр = Р/Ркр = ИКр/И = гур (11.212)
Значения функции F (рпр) даны в табл. 11.17, а критические
параметры индивидуальных веществ т]т-кр и Лг р в уравнении
(11.211) приведены ниже:
Компонент “П Т • ‘2 кр Па-с ^кр гкр’ Па • с Компонент "П т » 2 кр Па • с ^кр ^кр* Па-с
Метан . . 743 1580 Гексан .... 1057 2720
Этан 854 2150 Гептан .... 1071 2710
Пропан .... 1000 2400 Октан .... 1045 2645
Изобутан . . . 1032 2250 Нонан .... 1040 2705
н-Бутан .... 1044 2540 Декан . . . . 1030 2600
Пентан .... 1073 2650
107
Таблица 11.17. Значения функции F (рПр)
Рпр 0,00 0,02 0,04 0,06 0,08
0,0 0,000 0,006 0,015 0,024 0,034
0,1 0,044 0,054 0,065 0,077 0,088
0,2 0,101 0,114 0,128 0,141 0,154
0,3 0,169 0,184 0,200 0,217 0,235
0,4 0,251 0,269 0,287 0,305 0,324
0,5 0,343 0,363 0,383 0,403 0,423
0,6 0,445 0,472 0,492 0,517 0,541
0,7 0,567 0,593 0,619 0,645 0,671
0,8 0,698 0,726 0,753 0,782 0,812
0,9 0,842 0,870 0,899 0,922 0,965
1,0 1,000 1,032 1,066 1,102 1,139
1,1 1,175 1,213 1,251 1,289 1,328
1,2 1,363 1,410 1,452 1,497 1,540
1,3 1,583 1,628 1,675 1,722 1,769
1,4 1,820 1,870 1,920 1,972 2,027
1,5 2,085 2,140 2,195 2,255 2,314
1,6 2,375 2,438 2,500 2,567 2,633
1,7 2,703 2,778 2,851 2,927 3,000
1,8 3,080 3,160 3,242 3,328 3,418
1,9 3,510 3,605 3,703 3,805 3,907
2,0 4,012 4,121 4,233 - 4,358 4,490
2,1 4 612 4,745 4,890 5,033 5,180
2,2 5,340 5,490 5,665 5,840 6,033
2,3 6,221 6,431 6,650 6,875 7,012
2,4 7,368 7,620 7,880 8,160 8,450
Величину Л^рРдр для смесей вычисляют по формуле
р2/3 '
Кл^73’5'1оЛ1°'5^ 1[1 + 3(«/-1Ж + 10)1 <IL213>
1 Р 1 кр 1=1
Для определения вязкости индивидуальных жидкостей была
предложена аналитическая зависимость [52]
Th- = f (Т/Ткр.) (11.214)
Вид функции f (77Ткр.) для индивидуальных жидких углево-
дородов записывается в следующей аналитической форме:
П(=Пкрехр(Дь0.Т/-^ (11.215)
где ЦКр — вязкость i-ro компонента в
корреляции, представляемые ниже:
критической точке; b;j — коэффициенты
Компонент
Метан ......................
Этан........................
Пропан......................
Изобутан....................
0,4136 0,6377 0,1488
—0,4876 1,4978 —0,0357
—0,9877 2,0709 —0,1327
—3,1026 4,6327 —0,7452
108
н-Бутан —2,4921 3,8359 —0,5840
Пентан —2,1364 3,1874 —0,3515
Гексан —2,2990 3,3873 —0,3772
Гептан —2,3201 3,3946 —0,3379
Октан —2,1538 3,3228 —0,3294
Нонан —2,2648 3,5620 —0,3935
Декан —2,6814 4,1789 —0,5224
Для смесей предлагается аналогичная зависимость
з
Чсм = ЧкрсмехР У ЬС1Л. (11.216)
/=1
где параметры смешения находят из соотношений
%р см = П Чк'р, (11.217)
/ / W \
ТпРсм = Т у j (11.218)
61см = Е K/i (11.219)
ьг =у (11.220)
*СМ / 1 гр 1 пр(-
= у 1 (11.221)
СМ 4J -г2 i 1 п₽,-
Точность уравнений (11.215) и (11.216) в интервале 0,2 < Тпр <
< 0,95 составляет 5—10%, а в области 0,95 < Тпр с 1 без боль-
шой погрешности можно принять уравнение
4 = 2,3т]кр [(1,05 - Тпр)/0,05] (II .222)
ТЕПЛОПРОВОДНОСТЬ
Теплопроводность газа при атмосферном давлении определяют
по уравнению Эйкена [52] с использованием поправки Гирш-
фельдера [53]
= [22,173 (т]°Ср)/Л42+ 36,824] -104 (11.223)
где т]р — вязкость газа при температуре системы; Ср — изобарная теплоемкость
газа при атмосферном давлении.
Точность этого уравнения ±5%.
Теплопроводность неполярной газовой смеси можно рассчи-
тать (с точностью до 2%) по уравнению [54]
Км = ( Е Y Усм\'^ (11.224)
где X/ — теплопроводность i-ro компонента.
109
Для расчета теплопроводности чистых жидких углеводородов
при атмосферном давлении Робинс и Кингли [551 предложили
= [0,203/(AS*Tnp)] (Рпр/А4)1/3 РпрСр. 104 (11.225)
где — теплопроводность чистого компонента в жидком состоянии при тем-
пературе системы и атмосферном давлении; AS* — модифицированная энтро-
пия парообразования Эверта, определяемая величиной
AS* = ^-кип/^кип In (273/7'кип) (11.226)
Здесь LKHn — мольная теплота парообразования при нормальной температуре;
Т’кип — нормальная температура кипения.
Средняя погрешность уравнения (11.225) составляет ±5%.
Для вычисления коэффициента теплопроводности жидкой смеси
при атмосферном давлении используют простые уравнения (пра-
вила смешения)
и1-227)
i
(11.228)
i
где — теплопроводность i-ro компонента, вычисляемая по уравнению (11.225).
Вычислив по этим уравнениям значения ХсМ и Х'сМ, выбирают
наименьшее из них. При использовании уравнений (11.227) и
(11.228) для углеводородов максимальная погрешность составляет
10%. Теплопроводность газовых и жидких углеводородных сме-
сей при давлении, превышающих атмосферное, вычисляют по обоб-
щенному уравнению, основанному на законе соответственных
состояний
Хр7--Хг = /(р) (11.229)
где — теплопроводность компонента при давлении и температуре системы;
— теплопроводность компонента при атмосферном давлении и температуре
системы.
Записав зависимость (11.229) для двух состояний, одно из ко-
торых соответствует критической точке, получим
(А.рг — М/(^(РГ)нр — А,ткр) = f (p/Ркр) = f (рПр) (11.230)
Зависимость f (рпр) получена из экспериментальных данных
и выражается в следующей аналитической форме [561:
/(Рпр) =0,51 - 0,89рпр + 0,96р2пр (11.231)
Эта зависимость (11.231) хорошо описывает экспериментальные
данные по теплопроводностям углеводородных смесей.
Таким образом, для определения теплопроводностей смесей
можно записать соотношение
^РТ _ Хгсм)/(Х(Р7-)кр см - ХГкр см) =
= 0,51 - 0,89Рпр см + 0,96р2р см (11.232)
ПО
Для расчета теплопроводности смеси 1(рт) по уравнению
(11.232) необходимо знать теплопроводность смеси ХГсм при ат-
мосферном давлении и температуре систем Т, а также
Д^кр см = ^(РТ)кр см — ^ткр см
Величины %т и 1тсм для газов определяют по уравнениям
(11.223) и (11.224), соответствующие величины для жидкостей —
по соотношениям (11.225) и (11.227—11.228).
Для расчета ДА,крсм предложено соотношение
ДХкр см = 13,55 ^*4™ Г1- ].Ю-4 (11.233)
* кр см см
где псм — число атомов углерода в смеси — подсчитывается по правилу адди-
тивности; псм = Vri/X,-; — число углеродных атомов i-ro компонента.
ЛИТЕРАТУРА
1. Скобло А. И., Трегубова И. А., Егоров И. Н. Процессы и аппараты нефтепе
рерабатывающей и нефтехимической промышленности. М., Гостоптехиздат
1962. 652 с.
2. Катц Д. Л. и др. Руководство по добыче, транспорту и переработке природ-
ного газа М., Недра, 1965. 676 с.
3. Benedict Л4., Webb G. В., Rubin L. С. —Chem. Eng. Progr., 1951, vol. 47,
№ 8, p. 419—422.
4. Красноокий С. И. Канд. дис. Киев, Ин-т газа АН СССР, 1968.
5. Tomoyoshi Yamada — AlChe Journal, 1973, vol. 19, № 2, p. 256—291.
6. Gugnoni R. I. e. a. — Hydrocarb. Proc., 1973, vol. 52, № 9, p. 197—198.
7. Edmister W. C., Vairogs A. 1., Keekers A. I. — AIChE Journal, 1968, vol. 14,
№ 3, p. 479—482.
8. Oryi R. V. — Industr. Eng. Chem., Proc. Des. Devel., 1969, vol. 8, № 4,
p. 579—588.
9. Bishnoi P. R., Robinson D. B. — Hydrocarb. Proc., 1972, vol. 51, № 10,
p. 152—156.
10. Cooper H. IT., Goldfrank J. C. — Hydrocarb. Proc., 1967, vol. 46, № 12,
p. 141—146.
11. Starling К- E. Fluid Therrnodinamic Properties for Light Petroleum Systems,
Houston, Gulf Publ. Comp., Book Publ. Division, 1973. 271 p.
12. Chaudron J., Asseliplan L. —Chem. Eng. Sci, 1973, vol. 28, p. 1991—2003.
13. Prausnitz J. M., Chuen P. L. Computer Calculations for High—Pressure Vaper-
Liquid Equilibria Prentice-Hall Inc., 1968. 215 p.
14. Guerrery G. — In: Proc. Intern. Cru. Conf. Digueficht Natur. Gas., London,
1969, p. 8—9, 22, 148—170.
15. Барсук. С. Д., Беньяминович О. A. — Газ. пром., 1973, № 8, с. 47—50.
16. Lee В. 1., Erbar I. H., Edmister W. C. — AIChE Journal, 1973, vol. 19, № 2,
p. 349—356.
17. Клименко А. П. Разделение природных углеводородных газов. Киев, Тех-
ника, 1964. 372 с.
18. Pitzer К- S. —J. Amer. Chem. Soc., 1955, vol. 78, p. 427—428.
19. Смирнов А. С. Технология углеводородных газов. M.—Л., Гостоптехиздат,
1946. 544 с.
20. Guerrery G. — Brit. Chem. Eng., 1970, vol. 15, № 7, p. 151—153.
21. Праузнитц Д. M. Машинный расчет парожидкостного равновесия много-
if компонентных смесей. М., Химия, 1971. 215 с.
22. Chao К. С., Siader J. D. — AIChE Journal, 1961, vol. 7, № 4, p. 598—605.
Ill
23. Калашников О. В., Маренко А. И., Чегликов А. Г. — Химическая техноло-
гия, 1972, № 6, с. 27—29.
24. Барсук С. Д. и др. Методические рекомендации по расчету термодинамических
свойств природного газа. М., ВНИИгаз, 1975. 16 с.
25. Engineering Data Book. Tulsa, Oklahoma, 1972. 426 p.
26. Neyrey R. R. — Petrol. Refiner, 1960, vol. 39, № 12, p. 129—134.
27. Саркисьянц Г. А. и dp. — В кн.: Переработка и использование газа. М.,
Гостоптехиздат, 1962, с. 20—21.
28. Павлович Н. В. — В кн.: Справочник по теплофизическим свойствам при-
родных газов и их компонентов. М.—Л., Госэнергоиздат, 1962, с. 1^— 5.
29. Термодинамические свойства легких углеводородов парафинового ряда.
Киев, Изд-во АН УССР, 1969. 95 с.
30. Татевский В. М. Физико-химические свойства индивидуальных углеводо-
родов. М., Гостоптехиздат, 1960. 412 с.
31. Абросимов В. Ф. и др. Методы расчета теплофизических свойств газов и
жидкостей. М., Химия, 1974. 248 с.
32. Prabhaker L., Kaparthu R. — Industr. Chem. Eng., 1972, vol. 14, № 4,
p. 20—23.
33. Passut C. A., Danner R. P. — Industr. Eng. Chem., Proc. Des. Devel., 1973,
vol. 12, № 3, p. 365—368.
34. Латонов В. В., Гуревич Г. P. — Газ пром., 1963, № 2, с. 15—17.
35. Reid R. C., Prausnint J. M., Sherwood T. K. The Properties of Gases and
Liquids. New York, McCraw-Hill Book Company, 1977. 638 p.
36. Lee В. I., Kesler M. G. —AlChE Journal, 1975, vol. 21, № 3, p. 510—527.
37. Бурных В. С., Арнольди И. М. — Газ. дело, 1970, № 6, с. 21—25.
38. Dranchuh Р. М., Abon-Kassem /. Н.—J. Canad. Petrol. Technol., 1975,
vol. 14, № 3, p. 34—36.
39. Кузнецов А. А. и др. Расчеты процессов и аппаратов нефтеперерабатываю-
щей промышленности. М., Химия, 1966. 336 с.
40. Royle G. I. —J. Inst. Petrol., 1972,- vol. 58, p. 561—564.
41. Redlich O., Kwong I. N. S. — Chem. Rev., 1949, vol. 44, p. 223—225.
42. Benedict M„ Webb G. B., Rubin L. C. — J. Chem. Phys., 1942, vol. 10,
p. 747—758.
43. Перри Дж. — В кн.: Справочник инженера-химика. Л., Химия, 1969. Т. 1.
639 с.
44. Рид Р., Шервуд Т. Свойства газов и жидкостей. М., Химия, 1971. 334 с.
45. Mathur G. Р., Thotos G. — AIChE Journal, 1963, vol. 9, p. 596—598.
46. Dean D. E„ Still L. I. — AIChE Journal, 1965, vol. 11, p. 526—527.
47. Lucas K. — Chem.-Industr.-Technol., 1974, Bd. 46, S. 157.
48. Каменицкий В. К. — Инж.-физ. ж., 1974, т. 26, № 5, с. 844—845.
49. Голубев И. Ф., Гнедилов И. В. Вязкость газовых смесей. М., Изд-во стандар-
тов, 1971. 324 с.
50. Enskog D. — King Svenska Vefenkapsakadems, Handlingar, 1922, vol. 68,
№ 4, p. 97—101.
51. Кессельман H. M., Литвинов А. С. — Инж.-физ. ж., 1965, т. 10, № 3,
с. 385—387.
52. Bondi R. — Petrol. Refiner, 1946, vol. 25, p. 269—270.
53. Гиршфельдер Дж. К., Берд Р. Молекулярная теория газов и жидкостей.
М., Издатинлит, 1961. 929 с.
54. Brown Т. R. —Chem. Eng. (N. Y.), 1974, vol. 81, № 18, p. 114—115.
55. Рябцев H. И., Тиракьян A. C. — В кн.: Переработка газа и газового конден-
сата. М., ВНИИЭгазпром, 1975, № 5, с. 18—20.
56. Тиракьян А. С. Канд. дис. М., ГИАП, 1973.
Раздел III
Основные технологические процессы
переработки газа
Глава 1
ОСУШКА ГАЗА
ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ
Нефтяные и природные газы, добываемые из недр, насыщены
водяными парами, содержание которых определяется давлением,
температурой и химическим составом газа. Каждому значению
температуры и давления соответствует определенное максимально
возможное содержание водяных паров. Влагосодержание, соот-
ветствующее полному насыщению газа водяными парами, назы-
вается равновесным.
Различают абсолютную и относительную влажность газа. Аб-
солютная влажность (влагосодержание) газа — это масса водяных
паров, находящихся в единице объема или в единице массы газа
(она выражается в г/м3 или г/кг газа). Относительная влажность
газа — это отношение массы водяных паров, содержащихся в га-
зовой смеси, к максимальной массе водяного пара, которая могла
бы находиться в данном объеме газа при условиях насыщения
(она выражается в процентах или долях единицы). Если понизить
температуру газа, содержащего максимально возможное количе-
ство водяных паров, оставив давление неизменным, то часть водя-
ных паров сконденсируется. Температура, при которой водяные
пары, содержащиеся в газе, конденсируются, называется точкой
росы газа по влаге при данном давлении.
Для определения равновесного влагосодержания природных
газов широко используют графики, приведенные, например, в ра-
ботах [1—4]. На рис. III. 1 представлена зависимость равновес-
ного влагосодержания природного газа от температуры, плотность
которого по отношению к воздуху равна 0,6 [2]. При плотности
газа более 0,6 и при наличии в воде солей величину влагосодержа-
ния, полученную с помощью этого графика, необходимо умножить
соответственно на коэффициенты Ci и (или) С2, значения которых
приведены на рис. III. 1. С увеличением плотности газа и содержа-
ния солей величина влагосодержания уменьшается (при прочих
равных условиях). На равновесное влагосодержание влияет также
наличие в газе пропана и более тяжелых углеводородов, сероводо-
113
Рис. Ш.1.
Равновесное влагосодержание природного газа при различных температурах и давлениях
(Р = 0,1 МПа; t = 16,6 °C),
рода (H2S), диоксида углерода (СО2) и азота (N2). В присутствии
H2S и СО 2 влагосодержание увеличивается, а при наличии в газе N2
уменьшается. Поэтому при содержании в газе больших количеств
тяжелых углеводородов, СО2 и H2S значения влагосодержания,
вычисленные по номограмме, могут существенно отличаться от
фактических значений. При наличии сероводорода в газе менее
20% величину равновесного влагосодержания природного газа
можно определять по методике Шарма и Кемпбела (максимальная
ошибка составляет не более 6%) [2].
Содержание в нефтяных и природных газах водяных паров
регламентируется, так как они могут конденсироваться в техно-
логических системах, в результате чего будут создаваться условия
для образования гидратов (твердых кристаллических веществ),
которые закупоривают рабочие пространства трубопроводов и ап-
паратов и нарушают нормальные условия эксплуатации объектов
добычи, транспортировки и переработки газа. Кроме того, при
наличии в газе паров воды и сернистых соединений (H2S и др.)
могут создаваться условия для возникновения коррозии металлов,
а следовательно, наличие водяных паров может приводить к пре-
ждевременному износу и разрушению оборудования, трубопрово-
дов и аппаратуры ГПЗ и других объектов.
Гидраты представляют собой кристаллические соединения —
включения (клатраты), которые могут существовать в стабильном
состоянии, не являясь химическими соединениями. По существу
гидраты — это твердые растворы, где растворителем являются
молекулы воды, образующие с помощью водородных связей объем-
ный каркас гидратов. В полостях этого каркаса находятся моле-
кулы газов, способных образовывать гидраты (метан, этан, про-
пан, изобутан, азот, сероводород, диоксид углерода, аргон). Угле-
водороды, молекулы которых больше молекулы изобутана, не мо-
гут проникать внутрь каркаса, а поэтому не образуют гидратов.
Нормальный бутан не образует гидратов, но его молекулы спо-
собны проникать через решетку гидратного каркаса вместе с мо-
лекулами газов меньших размеров, что приводит к изменению рав-
новесного давления над гидратом.
Степень заполнения каркаса молекулами гидратообразующих
газов определяется для данного состава газа в основном давлением
и температурой системы. Кристаллы гидратов зарождаются на по-
верхности раздела фаз системы газ—вода. Свободная вода после
образования гидратов продолжает переходить в гидратное состоя-
ние только при перемешивании фаз и при наличии соответствующих
термодинамических условий. При отсутствии необходимой степени
перемешивания диффузия газа через твердую пленку гидрата
становится затруднительной и дальнейший рост гидратов
прекращается.
Условия образования гидратов зависят также от содержания
минеральных солей в воде — с увеличением их содержания тем-
пература начала гидратообразования уменьшается. Этот пара-
115
Рис. III.2.
Условия гидратообразования при-
родных газов различной плотности.
Цифры на прямых — плотность
газа по отношению к воздуху.
метр зависит от состава
газа, и в частности темпе-
ратура начала гидратооб-
разования метана при 'на-
личии в системе пропана,
СО2 и (или) H2S будет ни-
же, чем при их отсутствии.
Форма гидратов 'разно-
образна — она определя-
ется составом газа и термо-
динамическими услови-
ями, при которых нахо-
дится данная система.
Обычно по внешнему виду
мокрый спрессованный снег,
условий образования гидратов
гидраты напоминают лед или
Для определения равновесных
природных газов широко используется номограмма, представлен-
ная на рис. III.2 [51. По этой номограмме, зная плотность газа
(по отношению к воздуху) и давление, можно определить темпе-
ратуру начала гидратообразования. Устойчивая область существо-
вания гидратов располагается выше кривых, приведенных на
рис. III.2.
Каждая точка на кривых этой номограммы соответствует
определенному давлению и температуре, при которых может на-
чаться образование гидратов при наличии в системе свободной
воды (с повышением давления и плотности газа температура начала
гидратообразования возрастает). Точность этого метода (1 —1,5 °C)
вполне достаточна для инженерных расчетов. Для определения
равновесных условий гидратообразования можно использовать
также аналитические методы [4, 5].
МЕТОДЫ ПРЕДУПРЕЖДЕНИЯ ГИДРАТООБРАЗОВАНИЯ
Для предупреждения гидратообразования широко применяются
ингибирование — подача в газовый поток различных веществ (ин-
гибиторов), понижающих температуру гидратообразования (мета-
нол, гликоли и др.) и осушка (дегидратация) газа, осно-
ванная на извлечении паров воды из газа жидкими и (или)
твердыми поглотителями. В нефтяной и газовой промышлен-
ности используют различные методы и схемы ингибирования
и осушки газа.
116
Ингибирование
Сущность метода заключается в том, что введенный в поток влаж-
ного газа ингибитор растворяется в свободной воде, в резуль-
тате чего снижаются давление паров воды и температура гидрато-
образования. Понижение температуры гидратообразования за счет
ингибирования можно определить по уравнению Гамершмидта [2]
Л ССС К W
А/ = 0,556 -ту • —-
М 100 — w
где А/ — понижение температуры гидратообразования при данном давлении, °C;
w— массовая доля ингибитора, %; М—молекулярная масса ингибитора;
К — константа (для метанола К = 2335, для гликолей = 4000).
На отечественных предприятиях газовой и нефтяной промыш-
ленности в качестве ингибитора гидратообразования используют
в основном метанол и гликоли. Метанол имеет высокое давление
насыщенных паров, что затрудняет извлечение его из газового по-
тока, усложняет его регенерацию и приводит к большим потерям
этого ингибитора. Поэтому метанол применяют в основном в про-
точных системах — в скважинах, шлейфах и магистральных газо-
проводах — для разложения образовавшихся гидратных пробок
(без последующей его регенерации), так как он обеспечивает зна-
чительную депрессию температуры гидратообразования. Кроме
того, метанол применяют в процессе низкотемпературной сепара-
ции (НТС) для предупреждения образования гидратов при дрос-
селировании и охлаждении газа с целью выделения из него тяже-
лых углеводородов и паров воды. Имеется опыт эффективного мно-
гократного использования метанола на Мессояхском газоконден-
сатном месторождении, где потери метанола были сведены к ми-
нимуму в результате полной регенерации метанола из водных
растворов и высокой степени извлечения метанола из газового по-
тока на установке адсорбционной осушки и очистки газа цеолитами
NaA [6—8]. В качестве ингибитора широко используют гликоли
(ЭГ, ДЭГ и др.), несмотря на то, что стоимость их выше стоимости
метанола. Это объясняется низким давлением насыщенных паров
гликолей и возможностью полной регенерации их путем удаления
воды с помощью простого физического процесса — выпарки ее из
водных растворов гликолей. Не исключено, что в перспективе
в связи со снижением себестоимости производства метанола и со-
вершенствованием техники и технологии адсорбционных методов
очистки газа этот ингибитор будет шире использоваться в газовой
и нефтяной промышленности.
При ингибировании газовых потоков для равномерного распре-
деления и создания наибольшей поверхности контакта с парами
воды ингибитор нужно вводить в поток газа в распыленном со-
стоянии. Для этих целей используют механические распылители—
форсунки, которые обычно монтируют в трубопроводе на входе
газа в аппарат или непосредственно в аппарате. При использо-
117
Рис. III.3.
Принципиальная технологическая схема процесса подготовки газа к транспортированию
с утилизацией метанола [8]:
1,2,3 — сепараторы сырого газа; 4, 5,6,7 — адсорберы; 8. 9 — печи подогрева газа ре-
генерации; 10, 11 — печи подогрева сырого газа; 12, 13 — пылеуловители; 14 — тепло-
обменник; 15 — сепаратор газа регенерации. I — сырой газ; 11 — осушенный газ; 111 —
газ охлаждения; IV — сухой газ с установки; V — метанольная вода.
вании в качестве ингибиторов гликолей раствор гликоля подается,
как правило, на трубную решетку теплообменника в мелкораспы-
ленном состоянии, что обеспечивает хорошее смешение его с газом
и равномерное распределение гликоля в межтрубном пространстве
теплообменника.
На рис. III.3 показана технологическая схема адсорбционной
установки промысловой подготовки газа Мессояхского месторож-
дения, где в качестве ингибитора гидратообразования использо-
вался метанол [8]. Ввод метанола в затрубное пространство сква-
жин обеспечивал безупречную эксплуатацию всех систем добычи,
сбора и транспортирования газа до головных сооружений маги-
стрального газопровода Мессояха — Норильск, где размещалась
указанная установка. Согласно схеме, газ вместе с метанолом
поступает в сепараторы 1, 2 и 3, где от него отделяется водный
раствор метанола, который отводится из сепараторов в резервуар
с целью последующей регенерации метанола из водного раствора
(на схеме не показано). Из сепараторов 1, 2 и 3 газ направляется
в два параллельно работающих адсорбера 4 и 5 (или 6 и 7) и про-
ходит через слой адсорбента сверху вниз, при этом из него извле-
каются пары воды и метанола. Одновременно часть сырого газа,
выходящего из сепараторов 1, 2 и 3, поступает в печи 8 и 9 (или
8, 9, 10 и 11), нагревается в них и с температурой 300 °C подается
в нижнюю часть двух других адсорберов, находящихся на стадии
регенерации цеолита.
Осушенный от влаги и очищенный от паров метанола газ отво-
дится с низа адсорберов и, пройдя циклонный пылеуловитель 12
и теплообменник 14, поступает в магистральный газопровод.
118
Горячий газ регенерации с высоким содержанием влаги и
метанола выходит с верха адсорберов и после пылеуловителя 13
охлаждается в теплообменнике 14, где конденсируются пары
воды и метанола. Образовавшаяся в этом теплообменнике двух-
фазная смесь поступает в сепаратор 15, где метанол отделяется от
газа. Из сепаратора 15 обводненный метанол направляется в ре-
зервуар (вместе с аналогичным продуктом из сепараторов 1, 2 и 3)
с целью последующей регенерации метанола, а газ регенерации
смешивается с исходным сырым газом и поступает для очистки
в соответствующие адсорберы. Таким образом, на этой установке
некоторое количество сырого газа, необходимого для регенерации
цеолита, рециркулирует в системе. После регенерации цеолита
адсорбер переключается на стадию охлаждения потоком сухого
газа (далее сухой газ направляется в магистральный газопровод).
Обводненный метанол регенерируется в ректификационной
колонне при давлении 0,1 ^-0,3 МПа, температуре верха 67—68 °C,
температуре низа 102—105 °C (в колонне установлено 26 клапан-
ных тарелок). С верха колонны получают метанол концентрацией
94—97% масс., с низа колонны отводится вода.
Технологический режим блока адсорбции: производительность
по сырому газу 150—165 тыс. м3/ч, рабочее давление в адсорберах
3,1—3,4 МПа, температура газа, поступающего в адсорбер, на
стадии адсорбции 15 °C, на стадии регенерации цеолита 320—
290 °C; продолжительность циклов адсорбции, регенерации и ох-
лаждения составляла по проекту 10, 5 и 5 ч соответственно, факти-
чески цикл регенерации продолжается 7—12 ч. В результате ад-
сорбционной очистки содержание паров воды уменьшается в газе
с 0,2—0,7 до 0,003—0,004 г/м3, остаточное содержание метанола
составляет 0,1—0,02 г/м3. Это соответствует точке росы газа
по воде минус 45—62 °C (при рабочем давлении).
Таким образом, с помощью цеолита NaA из природного газа
Мессояхского месторождения практически полностью извле-
кался метанол, который после регенерации многократно исполь-
зовался на промыслах в качестве ингибитора гидратообразования.
Анализ проб цеолита, отобранных из адсорберов установки, по-
казал, что цеолит после 2,5 лет непрерывной эксплуатации сохра-
нил высокие качества. Адсорбционная емкость этого цеолита до
проскока паров метанола и воды составляла соответственно 11,7
и 15,8% масс, при глубине очистки газа, соответствующей темпе-
ратуре точки росы минус 56—60 °C [9 ].
На рис. III.4 приведена принципиальная технологическая схе-
ма процесса низкотемпературной конденсации (НТК), предназна-
ченного для выделения из газа тяжелых углеводородов, где в ка-
честве ингибитора гидратообразования используется гликоль. На
установках НТК при охлаждении газа одновременно с углеводо-
родами конденсируются и пары воды, т. е. производится очистка
и осушка газа с одновременным снижением точки росы по углево-
дородам и по влаге (НаО). Сырой газ поступает в сепаратор 1,
119
Рис. 111.4.
Принципиальная технологическая схема осуш-
ки газа охлаждением с впрыском гликоля —
ингибитора:
1,3— сепараторы: 2 — теплообменник; 4 —
регенератор; 5 — насос. / — сыро*! газ; // —
осушенный газ; III — углеводородный кон-
денсат; IV — насыщенный гликоль; V — пары
воды; VI — регенерированный гликоль; V// —
теплоноситель.
где от него отделяется капельная влага, после чего газ С1иешивается
с гликолем и охлаждается (хладоагентом) в теплообменнике 2
до температуры, которая должна быть ниже температуры гидрато-
образования. Из теплообменника 2 смесь газа, обводненного гли-
коля и сконденсировавшихся углеводородов (конденсата) посту-
пает в сепаратор 3: с верха сепаратора выходит осушенный газ,
с низа отводятся два потока — обводненный гликоль и углеводород-
ный конденсат (потоки выводятся на разных уровнях).
В нижней части сепаратора 3 имеется встроенный теплообмен-
ник (или змеевик), в трубное пространство которого подается во-
дяной пар. Это позволяет поддерживать температуру продукта
в нижней части сепаратора выше той, при которой образуется стой-
кая эмульсия «гликоль — углеводороды» (при впрыске диэтилен-
гликоля эта температура составляет 15—20 °C, при впрыске эти-
ленгликоля — около 0 °C) [10]. В результате создаются условия
для более четкого разделения обводненного гликоля от углеводо-
родного конденсата и обеспечивается снижение потерь ингибитора
гидратообразования. Углеводородный конденсат, выходящий из
сепаратора 3, служит сырьем для производства соответствующей
продукции, а обводненный гликоль поступает в регенератор 4,
где от него отпаривается вода, после чего дегидратированный до
определенного влагосодержания гликоль вновь впрыскивается
в поток сырого газа перед теплообменником 2. Ниже приведены
основные показатели технологического режима ряда промышлен-
ных установок осушки газа, работающих по такой схеме:
Производительность по газу, кг/ч. . . 1 123 300 Установки
2 102 600 3 145 000 4 155 000 5 126 000 6 127 000
Масса циркулирую- щего гликоля, кг/ч 5000 3600 4700 6200 4000 4300
Удельный расход цир- кулирующего гли- коля, г/кг .... 40 35 32 40 32 34
Концентрация гли- коля, % масс. до регенерации 68 68 68 70 67 66
после регенера- ции 76 77 76 76 71 70
120
Температура глико-
ля, поступающего в секцию регене- рации, °C .... —20 — 17 — 16 —18 —20 —20
Режим регенераци- онной колонны температура, °C верха . . . 102 103 102 102 102 102
низа .... 120 123 122 122 120 122
давление, МПа . . 0,03 0,018 0,01 0,01 0,02 0,02
В практике ингибирования используют в основном растворы
гликолей концентрацией 60—80% масс. В этом случае точка росы
газа по воде и углеводородам на выходе из сепаратора 3 равна
примерно температуре сепарации. Если концентрацию гликоля
повысить, то при условии хорошего контакта температура точки
росы газа по влаге может быть ниже температуры газа, выходя-
щего из сепаратора 3 (рис. III.5) [11].
Выбор гликоля (ЭГ, ДЭГ, ТЭГ) зависит от температуры замер-
зания их водных растворов, вязкости, степени понижения темпера-
туры гидратообразования для данной концентрации гликоля, рас-
творимости гликоля в углеводородном конденсате, температуры
сепарации и состава газа. Температура замерзания рабочего рас-
твора гликоля (образующегося после смешения исходного гликоля
с выделяющейся из газа влагой), должна быть ниже минимально
возможной температуры в системе. Эта температура определяется
по графику, представленному на рис. III.6 [11].
Рис. Ш.5.
Равновесная точка росы газа по
влаге над растворами этиленгли-
коля различной концентрации.
Цифры на прямых — содержа-
ние этиленгликоля в растворе,
% масс.
Ниже приведены предельно допустимые концентрации водных
растворов гликолей (в % масс.), которые необходимо поддерживать
в системе при различных температурах процесса [21:
Температура, вС ЭГ ДЭГ тэг
—22,3 40—93 48—91 49—92
—28,9 45—91 51—88 53—90
—34,4 49—88 56—85 57—88
—45,6 56—81 — —
121
Рис. III.6.
Температура замерзания водных растворов гликолей различной концентрации:
1 — триэтиленглнколь; 2 — дипропиленгликоль; 3 — диэтиленгликоль; 4 — пропилен
гликоль; 5 — этиленгликоль.
За рубежом в качестве ингибитора чаще всего применяют диэти-
ленгликоль (ДЭГ), поскольку он имеет небольшое давление насы-
щенных паров и сравнительно мало растворим в углеводородном
конденсате. В отечественной практике большее распространение
получил этиленгликоль, так как он меньше растворяется в газо-
вом конденсате. Потери гликоля от растворимости в углеводородах
0,25—0,75 л на 1000 л извлекаемого из газа конденсата и опреде-
ляются в основном содержанием в конденсате ароматических уг-
леводородов [2]. Если газ в процессе переработки охлаждается до
низких температур, его необходимо осушать.
МЕТОДЫ ОСУШКИ ГАЗА
Газ осушают с целью извлечения из него паров воды и обеспечения
температуры точки росы газа по воде более низкой, чем минималь-
ная температура, которая может быть в системах транспортирова-
ния или переработки газа. В промышленности наибольшее распро-
странение получили следующие методы осушки газа: абсорбция
влаги гигроскопическими жидкостями, адсорбция влаги активи-
рованными твердыми осушителями, конденсация влаги за счет
сжатия и (или) охлаждения газа.
Абсорбционный метод
Абсорбционный метод широко применяют для осушки газа на
головных сооружениях магистральных газопроводов и газопере-
рабатывающих заводах. В качестве абсорбентов — осушителей
используют концентрированные водные растворы моно-, ди- и три-
122
этиленгликолей. Ниже приведены сведения о достоинствах и не-
достатках различных гликолевых осушителей [21:
Достоинства Недостатки
дэг
Высокая гигроскопичность, хоро-
шая стабильность в присутствии сер-
нистых соединений, кислорода и СО2
при обычных температурах. Концен-
трированные растворы не затверде-
вают
Потери от уноса выше, чем при
применении ТЭГ. При регенерации
трудно получить растворы с кон-
центрацией ДЭГ выше 95%. Депрес-
сия точки росы меньше, чем при
осушке газа ТЭГ. Высокая стоимость
ТЭГ
Высокая гигроскопичность. Обес-
печивается высокая депрессия точки
росы осушаемого газа (27,8—47,3 °C),
хорошая стабильность в присутствии
сернистых соединений, кислорода и
СО2 при обычных температурах. При
регенерации достаточно легко полу-
чаются растворы с концентрацией
активного вещества 99%. Концентри-
рованные растворы не затвердевают.
Летучесть ТЭГ меньше, чем ДЭГ
Необходимы большие капитальные
затраты. Растворы ТЭГ обладают по-
вышенной склонностью к ценообра-
зованию в присутствии легких угле-
водородных жидкостей. Растворимость
углеводородов в ТЭГ выше, чем в ДЭГ
Раствор 10—30% МЭА, 60—85% ДЭГ, 5—10% воды
Абсорбент извлекает из газа воду,
СО2 и H2S, т. е. одновременно осу-
шает и очищает газ. Низкая склон-
ность к ценообразованию
Потери от уноса выше, чем в случае
применения ТЭГ. Используется толь-
ко для осушки и очистки кислых
газов. Адсорбент вызывает коррозию
металлов при температурах регене-
рации, обеспечивает низкую депрес-
сию точки росы газа
Осушка газа этими абсорбентами основана на разности парци-
альных давлений водяных паров в газе и абсорбенте. Значения
равновесной точки росы газа, которые можно в принципе обеспе-
чить водными растворами гликолей, определяются по графикам,
приведенным на рис. III.5, III.7 и III.8 [2].
На промышленных установках осушить газ до равновесной
точки росы невозможно, так как он контактирует с гликолем рас-
четной концентрации только на одной верхней тарелке, а на осталь-
ных тарелках газ контактирует с более разбавленным раствором
гликоля (разбавление происходит в результате насыщения абсор-
бента водой). Поэтому на технологических установках фактическая
точка росы осушенного газа на 5—11 °C выше равновесной [12].
При этом осушка газа гликолями производится обычно до точки
росы не ниже —25—30 °C; для более глубокой’осушки необходимы
растворы с высокой концентрацией гликоля, что^сопряжено с оп-
ределенными трудностями (использование таких осушителей при-
водит к увеличению потерь гликолей с осушенным газом). Для полу-
чения на установках осушки высококонцентрированных гликолей
регенерацию осушителей необходимо проводить в присутствии
123
Рис. III.7.
Равновесная точка росы газа по влаге над растворами ДЭГ различной концентрации.
Цифры на прямых — содержание ДЭГ в растворе, % масс.
Рис. III.8.
Равновесная точка росы газа по влаге над растворами ТЭГ различной концентрации,
Цифры на прямых — содержание ТЭГ в растворе, % масс.
инертного газа и др, В последние годы высококонцентрирован-
ные гликоли стали использовать в промышленности для осушки
газа.
В общем случае количество влаги, которое можно извлечь
из газа абсорбентами — осушителями, определяется гигроскопи-
ческими свойствами осушителя, температурой и давлением, эф-
фективностью контакта газа и абсорбента, массой циркулирующего
в системе осушителя и его вязкостью [6].
На рис. III.9 представлена принципиальная технологическая
схема осушки газа абсорбционным методом. Влажный газ на-
правляется в нижнюю часть абсорбера 1, а концентрированный
гликоль подается на верхнюю тарелку абсорбера. С верха абсор-
бера уходит осушенный газ, с низа — обводненный гликоль. Газ
направляется потребителям, а гликоль далее нагревается в ре-
куперативном теплообменнике 2 и поступает в выветриватель 3,
где из него выделяются поглощенные в абсорбере углеводороды
(конденсат). После выветривателя 3 гликоль нагревается в реку-
перативном теплообменнике 4 и поступает в десорбер 5. С верха
десорбера 5 отводятся пары воды и оставшееся количество газа,
с низа — регенерированный гликоль, который после охлаждения
124
Рис. III.9.
Принципиальная технологическая
схема установки осушки газа гли-
колями:
1 — абсорбер; 2, 4 теплообмен-
ники; 3 — выветриватель; 5 — де-
сорбер; 6 — рибойлер; 7 — холо-
дильник; 8 — емкость для диэти-
ленгликоля; о — насос. I — осу-
шаемый газ; II — осушенный газ;
III — газ выветривания; IV — во-
дяной пар в атмосферу; V — све-
жий диэтиленглнколь; VI — реге-
нерированный гликоль.
в рекуперативных теплооб-
менниках 4, 2 и холодиль-
нике 7 поступает в емкость
8, откуда забирается насо-
сом 9 и подается в абсор-
бер 1 (в емкость 8 можно
подавать свежий гликоль при необ-
ходимости восполнения потерь гликоля).
При накоплении в системе углеводородного конденсата абсорбционная
способность гликолей уменьшается. Иногда при попадании конденсата в абсор-
бер происходит вспенивание раствора, что приводит к механическому уносу
гликоля (для снижения уноса над верхней тарелкой абсорбера устанавливают
специальные отбойные устройства).
Верхний предел температуры процесса абсорбционной осушки
газа определяется допустимой величиной потерь гликолей от ис-
парения — практически он составляет около 38 °C; нижний предел
ограничивается снижением влагопоглощающей способности аб-
сорбента в результате повышения вязкости гликоля. Минимальная
температура контакта для гликолей равна примерно 10 °C [5].
Влияние удельного расхода и концентрации осушителя на
депрессию точки росы газа при использовании ТЭГ показано на
рис. III. 10 [13]. Из рисунка видно, что при увеличении содержа-
ния воды в абсорбенте влияние удельного расхода ТЭГ на депрес-
сию точки росы уменьшается. Влияние удельного расхода осу-
шителя на глубину осушки газа уменьшается при достижении не-
которого его значения. Большая часть установок осушки газа
ТЭГ эксплуатируется при удельном орошении 10—35 л раствора
на 1 кг извлекаемой из газа влаги (Н2О) [2].
Рис. III.10.
Влияние удельного расхода и кон-
центрации раствора ТЭГ на депрес-
сию точки росы Д/ осушаемого
газа.
Цифры на кривых — содержание
ТЭГ в растворе, % масс.
Орошение, л!кг извлекаемой влаги
125
Наибольшее влияние на величину депрессии точки росы газа
оказывает концентрация гликоля, подаваемого в абсорбер. Как
видно из рис. III. 10, с повышением концентрации депрессия точки
росы газа увеличивается больше, чем при увеличении удельного
расхода осушителя.
Концентрация гликоля в абсорбенте определяется температу-
рой его регенерации. При температуре выше 164,4 °C ДЭГ частично
разлагается, а при 206,7 °C происходит разложение ТЭГ [10].
При регенерации гликолей под атмосферным давлением получить
раствор с концентрацией более 97—98% масс, практически не-
возможно, так как температура низа десорбера должна быть выше
указанных температур, что недопустимо по условиям химической
их стабильности. Поэтому гликоли часто регенерируют под ва-
куумом, который создается в десорбере при конденсации паров
воды в конденсаторе-холодильнике и поддерживается за счет
удаления из системы несконденсировавшихся газов эжектором
или вакуумным насосом.
На рис. III.11 показана принципиальная технологическая схе-
ма процесса абсорбционной осушки газа с вакуумной регенера-
цией гликоля. Влажный газ поступает в низ абсорбера 1, а кон-
центрированный гликоль подается насосом 2 на верхнюю тарелку
абсорбера. С верха абсорбера уходит осушенный газ, с низа —
насыщенный водой гликоль, который направляется на регенера-
цию. Он нагревается в рекуперативном теплообменнике 5 за счет
Рис. III. 11.
Принципиальная технологическая схема абсорбционной осушки газа с вакуумной реге-
нерацией гликоля:
1 — абсорбер; 2, 8. 11 — насосы; 3 — емкость гликоля; 4 — холодильник гликоля;
5,7 — теплообменники; 6 — выветриватель; 9 — десорбер: 10 — конденсатор-холодиль-
ник; 12 — емкость конденсата: 13 — рибойлер; 14 — вакуумный насос.
I — влажный газ; II — осушенный газ: III — регенерированный гликоль; IV — насы-
щенный гликоль; V — пары воды и газ; VI — орошение; VII — газ выветривания;
126
теплообмена с регенерированным гликолем и поступает в выветри-
ватель 6, где из него удаляются поглощенные в абсорбере углево-
дороды. Разгазированный гликоль проходит рекуперативный теп-
лообменник 7 и поступает в среднюю часть десорбера 9, в котором
поддерживается абсолютное давление 10—13 кПа. За счет подачи
водяного пара в рибойлер 13 температура в нижней кубовой части
десорбера поддерживается в пределах 190—204 °C. При этих ус-
ловиях из ТЭГ отпаривается вода и концентрация его возрастает
до 99,5% масс.
Регенерированный гликоль забирается с низа десорбера^на-
сосом 8, прокачивается через теплообменники 7 и 5, в которых
охлаждается потоком насыщенного гликоля, затем доохлаждается
в холодильнике 4 водой и поступает в емкость <3, откуда забирается
насосом 2 и подается на верх абсорбера 1. При температуре в аб-
сорбере 30 °C и концентрации ТЭГ 99,0—99,5% масс, точка росы
газа по влаге снижается от —18 °C до —25 °C.
Для получения гликоля концентрацией более 99% масс, на-
ряду с вакуумной регенерацией широко применяют способ реге-
нерации гликолей с помощью отдувочного газа (стриппинг-газ),
позволяющий получить ДЭГ и ТЭГ концентрацией 99,5—99,9%
[14]. Обычно в качестве отдувочного газа используют отбензинен-
ный газ, который подают в рибойлер или непосредственно в ниж-
нюю кубовую часть десорбера. Стриппинг-газ уменьшает парциаль-
ное давление водяного пара над раствором, что способствует
переходу воды из жидкой фазы в паровую. Влияние удельного
расхода отдувочного газа на регенерацию триэтиленгликоля пока-
зано на рис. III. 12 [14]. Как видно из рисунка, более высокая
эффективность регенерации обеспечивается при подаче газа не-
посредственно в низ десорбера. Количество отдувочного газа оп-
ределяют по уравнению Крейсера, которое широко используется
для расчета процессов абсорбции и десорбции.
Гликоль высокой концентрации можно получить, применяя
азеотропную регенерацию (в этом случае требуется более низкая
температура). Азеотропные агенты образуют с водой соответствую-
щие азеотропы. Температура кипения азеотропного агента должна
быть ниже температуры разложения осушителя. При такой регене-
рации ДЭГ и ТЭГ в качестве азеотропного агента рекомендуется
использовать бензол, толуол
десорбера). Типичным примером
регенерации гликоля азеотроп-
ной дистилляцией является про-
цесс Др изо [15].
Рис. 111.12.
Влияние удельного расхода отдувочного га-
за на регенерацию триэтиленгликоля:
1 — при подаче газа в рибойлер; 2 — при
подаче газа в десорбер.
127
Рис. 111.13.
Принципиальная технологическая
схема двухступенчатой установки
абсорбционной осушки газа фирмы
Притчард:
1 — абсорбер; 2 — выветрнватель;
3 — емкость пентана; 4 — холо-
дильники; 5 — первичная отпарная
колонна (десорбер); 6 — вторич-
ная отпарная колонна (десорбер).
I — исходный газ; II — осушен-
ный газ; III — чистый пентан;
IV — уловленный из потока осу-
шенного газа ТЭГ; V — влажный
отдувочный газ; VI — отдувочный
газ с температурой 204 °C; VII —
окончательно регенерированный
ТЭГ; VIII — частично регенери-
рованный ТЭГ; IX —насыщенный
ТЭГ; X — газывыветривания; XI —
смесь пентана и ТЭГ.
Фирма Притчард для эффективного использования гигроскопи-
ческих свойств высококонцентрированных растворов гликолей и
уменьшения их потерь с сухим газом разработала схемы одно- и
двухступенчатой осушки газа, одна из которых приведена на
рис. III. 13. Особенность схемы — наличие в абсорбере двух
секций массообмена: верхней и нижней. Конструктивно они оди-
наковы, но на верхнюю тарелку верхней секции — второй по ходу
газа — подается более концентрированный гликоль, чем на верх-
нюю тарелку нижней секции абсорбера. Концентрация гликоля,
поступающего в секции, равна соответственно 99,95 и более 99,0%
масс. Газ, поступающий в низ абсорбера 1, осушается частично
в первой секции и до более низкой точки росы — во второй секции.
При этом точка росы газа на выходе из абсорбера может достигать
—84,4 °C. Регенерация гликоля в данном случае имеет свои осо-
бенности: воду из^насыщенного осушителя отпаривают в двух ап-
паратах — в десорбере 5 концентрация гликоля увеличивается
до 99%, масс, а в десорбере 6 — до 99,95% масс, за счет подачи
отдувочного газа (предварительно нагретого до температуры низа
десорбера). Применение двухступенчатой схемы регенерации обес-
печивает экономию топлива и снижение расхода отдувочного газа,
особенно при осушке газа с высоким влагосодержанием. В про-
цессе фирмы Притчард для предотвращения уноса ТЭГ с осушен-
ным газом предусматривается промывка газа пентаном в верхней
части абсорбера (это ограничивает возможности процесса).
Адсорбционные методы
При необходимости достижения высокой депрессий точки росы
по влаге (100—120 °C) и обеспечения глубокой осушки газа (до
точки росы —85-ь —100 °C) используют, как правило, адсорбцион-
ные методы извлечения влаги из природных и нефтяных газов.
Адсорбция — это процесс концентрирования веществ на поверх-
128
ности или в объеме мйкропор твердого тела [16]. Осушка газа
адсорбентами основана на способности твердых тел определенной
структуры поглощать влагу из газа при сравнительно низких
температурах и выделять ее при повышенных температурах. В пер-
вом случае происходит адсорбция, или поглощение влаги из газа,
во втором — десорбция, или выделение ее из адсорбента. Сочета-
ние этих двух процессов на одной установке позволяет организо-
вать непрерывное извлечение влаги из газа. Адсорбционная осу-
шка газа представляет собой физический процесс, эффективность
которого (при прочих равных условиях) определяется температу-
рой и давлением.
Адсорбенты — осушители можно разделить на бокситы —
природные минералы, состоящие в основном из оксида алюминия
(А12О3); активированный оксид алюминия — очищенный боксит;
гели — вещества, состоящие из оксида кремния или алюмогеля,•
молекулярные сита — цеолиты (натрий-кальциевые силикаты).
Для адсорбентов характерна развитая внутренняя поверхность
(500—800 м2/г), которая создается капиллярами или кристалличе-
ской решеткой; она несоизмеримо больше внешней поверхности
адсорбента. В табл. III. 1 приведены свойства адсорбентов, приме-
няемых для осушки природных и нефтяных газов [4].
Адсорбция сопровождается выделением тепла. Поэтому адсор-
бент в процессе адсорбции нагревается. Экзотермичность адсорб-
Таблица IIIЛ
Показатели Бокситы Глиноземы Гели Цеолиты
Форма частиц * . . . . Разная ц.т.ш.п. т.п. ц.ш.п.
Размеры частиц, мм Разные 0,6—6,0 2,4—4,0 1,6—3,2
Внутренняя пористость, % 25-35 25—40 30—40 30—55
Насыпная плотность, кг/м3 690—960 480—850 400—770 480—800
Средний диаметр пор, нм 8,0—40,0 6,0—20,0 3,5—14,0 0,3—1,0
Средняя активная адсор- бирующая поверх- ность, м2/г Адсорбционная емкость сухого поглотителя, г/г по воде 25—150 100—300 200—900 500—800
0,04—0,15 0,10—0,25 0,14—1,0 0,20—0,65
Теплоемкость, кДж/(кг-°С) 0,83736 1,005-М, 047 0,921 0,837
Теплопроводность, кДж/(м2-ч-°С) 830—879 795—1172 795 —
Максимальная теплота адсорбции, отнесенная к единице массы погло- щенного адсорбата, кДж/кг воды 4187 4787 4187 4187
* Ц — цилиндры; Т — таблетки; Ш — шарики; П — порошок.
5 Берлин М. А. и др.
129
ЦиИ зависит от массы поглощаемого адсорбата (извлекаемого из
газа вещества) и его физико-химических свойств.
Адсорбционные процессы можно проводить периодически в ап-
паратах с неподвижным слоем адсорбента и непрерывно в аппара-
тах с движущимся слоем адсорбента. Непрерывные процессы не
получили широкого распространения из-за сложности аппаратур-
ного и технологического оформления. На установках с периодиче-
ским процессом адсорбции предусматривается, как минимум, три
или два адсорбера — в первом случае в одном адсорбере проводят
адсорбцию, в другом — десорбцию поглощенного из газа веще-
ства, в третьем — охлаждение адсорбента. При совмещении в од-
ном аппарате циклов регенерации и охлаждения сорбента уста-
навливают два адсорбера.
В процессе адсорбционной осушки все поглощенные из газа
компоненты адсорбируются с различной скоростью. Поэтому в слое
адсорбента имеется одновременно несколько адсорбционных зон,
которые формируются в начале цикла и перемещаются в адсорб-
ционном слое. Из всех поглощаемых компонентов в первую очередь
поглощаются пары воды. При этом образуется соответствующий
адсорбционный фронт, который перемещается в направлении дви-
жения газа. В момент, когда этот фронт достигнет последнего по
ходу газа слоя адсорбента, содержание влаги в осушенном газе
внезапно начинает увеличиваться, что свидетельствует о насыще-
нии адсорбента парами воды и необходимости прекращения про-
цесса адсорбции в этом аппарате. При «проскоке» влаги сырой
газ направляют в другой адсорбер, где до этого регенерировали
осушитель.
На промышленных установках адсорбент регенерируют про-
дувкой слоя поглотителя горячим потоком природного или нефтя-
ного газа (иногда для этой цели используют инертные газы).
Для регенерации адсорбентов, за исключением цеолитов, газ на-
гревают обычно до 176—204 °C. Цеолиты регенерируют при 316—
370 °C (при необходимости достижения максимальной адсорбцион-
ной емкости и обеспечения точки росы газа от —85 до —100 °C)
[171]. Объем газа регенерации составляет 5—15% от общей про-
изводительности установки осушки [18]. При расчете теплового
баланса установки исходят из того, что количество тепла, поступа-
ющего на регенерацию, должно быть достаточным для компенса-
ции теплоты испарения адсорбированной воды и нагрева адсорб-
ционного слоя до температуры, при которой начнется десорбция
воды.
Изучение процесса адсорбционной осушки газа на установке
со стационарным слоем адсорбента показало, что при регенерации
адсорбента (цеолит NaA) зависимости, характеризующие интен-
сивность тепло- и массообмена в некоторые фиксированные мо-
менты времени, изменяются синхронно и имеют несколько ано-
мальных участков [19]. При этом был выделен период образова-
ния температурного (концентрационного) фронта, период переме-
130
Рис. 111.14.
Изменение скорости десорбции влаги в про-
цессе регенерации цеолита при 300 °C [19]:
оз — г влаги, десорбируемой из 1 г адсор- ?
бента в 1 мин. • — 0,1 МПа; О — 1,5МПа; & .о
Д — 2,5 МПа; д — 3,5 МПа; X — а '°
4,5 МПа. *
I#
щения фронта с постоянной ско- g
ростью и период затухания тем- 12
пературного фронта. |
На рис. III. 14 показаны ре- §-
зультаты обработки эксперимен- 5
тальных данных, полученных 6
при исследовании кинетики де- ,
сорбции влаги из цеолита NaA
при 300 °C и различных давле- 2
ниях [19]. Из приведенных дан-
ных следует, что в период фор- #
мирования температурного
фронта скорость десорбции вла-
ги резко возрастает и в начале периода перемещения фронта дости-
гает максимального значения. При последующем перемещении тем-
пературного фронта скорость десорбции остается практически
постоянной, а в период его затухания резко уменьшается. Повы-
шение давления в системе от 0,1 до 4,5 МПа приводит к незначи-
тельному уменьшению скорости десорбции в период перемещения
температурного фронта. С повышением давления эффективность
процесса снижается: влагоемкость адсорбентов уменьшается, повы-’
шается точка росы осушенного газа.
В табл. II 1.2 приведены экспериментальные данные о влагоем-
кости цеолита и оксида алюминия и глубине осушки природного
газа этими адсорбентами после регенерации их в потоке сухого
природного газа (с точкой росы —48 °C) при различных давлениях
и температурах. Анализ этих данных показал, что температура
регенерации оказывает более существенное влияние на эффектив-
ность процесса, чем давление. Поэтому регенерацию адсорбентов-
осушителей целесообразно проводить при том же давлении, при
котором осушают газ.
Процесс десорбции следует прекращать в конце второго периода
перемещения фронта, который может быть зафиксирован по пре-
кращению повышения температуры выходящего из адсорбера газа
регенерации. При этом разница температур газа на входе и на вы-
ходе из десорбера составляет обычно около 30 °C [ 19 J.
На промышленных установках сырой газ пропускают через слой
адсорбента сверху вниз, а газ регенерации — снизу вверх. При
таком движении потоков улучшаются условия работы адсорбента.
Продолжительность цикла осушки составляет обычно 8, 12, 16
или 24 ч. Для обеспечения стабильного качества осушки газа
5* 131
адсорбционная емкость поглотителя используется неполностью —
адсорберы переключают с одного цикла на другой до «проскока»
влаги.
При эксплуатации установок поглощающая способность ад-
сорбента постепенно снижается, что связано с закупоркой его
транспортных пор высокомолекулярными углеводородами. Наи-
более быстро снижается активность верхних слоев адсорбента
(первых по ходу газа). Поэтому после определенного периода
эксплуатации адсорбент заменяют свежим (период работы адсор-
бента 2—5 лет, в зависимости от природы и условий работы осу-
шителя).
Имеется ряд схем адсорбционной осушки газа. На рис. III. 15, а,
б, в, г показаны принципиальные технологические схемы установок
осушки с открытым и закрытым циклами регенерации адсорбента.
При наличии открытого цикла газ регенерации проходит через
адсорберы, находящиеся на стадии десорбции влаги и охлаждения
адсорбента, после чего газ удаляется из системы регенера-
ции (см. рис. III. 15, а, б, в). При наличии закрытого цикла
газ регенерации циркулирует в системе по замкнутому контуру
(см. рис. III. 15, г).
Установки с открытыми циклами регенерации адсорбента.
Первый вариант (рис. III. 15, а) — десорбция влаги и охлаждение
производятся сырым газом, который поступает вначале на стадию
охлаждения адсорбента, а затем на стадию десорбции влаги.
Преимущества схемы: тепло газа регенерации, выходящего из
Таблица III.2. Влияние условий регенерации на осушку газа адсорбентами [19]
Давление десорбции (МПа) и показатели процесса осушки
Темпе- ратура десорб- ции, °C 0,1 1.5 2,5 3,5 4,5
точка росы, °C ' J3 о о и ГО ь. о г го * Ч S^o точка росы, °C влаго- емкость, % масс. точка росы, °C влаго- емкость, % масс. точка росы, °C влаго- емкость, % масс. точка росы, °с влаго- емкость, % масс.
Цеолит NaA
350 —68 1~,8 —68 14,8 —68 13,7 —68 13,8 55 13,8
300 —62 17,3 —62 13,8 —61 13,6 —60 13,4 —60 13,3
250 —60 16,9 —60 13,6 —59 13,3 -59 13,3 —59 13,3
200 —58 14,2 —58 13,3 —58 13,2 -58 13,2 —59 13,2
150 —56 12,0 —56 11,8 —55 11,4 —52 10,8 —50 10,3
Окси дал ю м и 1 и я А-2
300 —60 13,8 —60 13,7 —59 13,3 —58 12,7 —57 12,1
250 —60 13,1 —60 12,7 —59 12,2 —55 11,7 —55 11,3
200 —60 12,5 -55 12,0 —50 11,6 —47 11,1 —45 10,9
150 —50 12,3 —50 9,4 —48 8,9 —40 8,7 —40 8,5
100 —50 12,3 -47 9,3 —43 8,7 —40 8,5 —39 8,3
132
6
Рис. III.15.
Принципиальные схемы адсорбционного процесса при различных методах регенерации
адсорбента.
а — открытый цикл регенерации (первый вариант); / — регулятор расхода; 2 — сепа-
ратор; 3 — холодильник; 4 — адсорбер на стадии осушки; 5 — адсорбер на стадии ре-
генерации; 6 — адсорбер на стадии охлаждения; 7 — подогреватель. I — газ на осушку;
I/ — осушенный газ; /// — вода, б — открытый цикл регенерации (второй вариант):
/ — регулятор расхода; 2 — сепаратор; 3 — холодильник; 4 — адсорбер на стадии осуш-
ки; 5 — адсорбер на стадии регенерации; 6 — адсорбер на стадии охлаждения; 7 — по-
догреватель; 8 — теплообменник, в — открытый цикл регенерации (третий вариант):
1,9 — регуляторы расхода; 2 — сепаратор; 3 — холодильник; 4 — адсорбер на стадии
осушки; 5 — адсорбер на стадии регенерации; 6 — адсорбер на стадии охлаждения;
7 — подогреватель; 8 — теплообменник. I — газ на осушку; II — осушенный газ; III —
вода, г — закрытый цикл регенерации (четвертый вариант): 1 — регулятор расхода;
2 — сепаратор; 3 — холодильник; 4 — адсорбер на стадии осушки; 5 — адсорбер на
стадии охлаждения; 6 — адсорбер на стадии регенерации; 7 — подогреватель; 8 — теп-
лообменник; 9 — воздуходувка. / — газ на осушку; II — осушенный газ: III — вода.
адсорбера (после охлаждения сорбента), используется для нагрева
газа регенерации, поступающего в адсорбер, который находится
на стадии охлаждения. Недостатки схемы: использование сырого
газа приводит к некоторому насыщению адсорбента влагой на
стадии охлаждения адсорбционного слоя. Второй вариант (рис.
III. 15, б) — десорбция влаги и охлаждение адсорбента произво-
дятся сырым газом, который поступает вначале на стадию де-
сорбции, а затем на стадию охлаждения. Третий вариант (рис.
III. 15, в) — десорбция влаги осуществляется сырым газом, а ох-
лаждение сухим газом. Эта схема позволяет получить газ с более
низким содержанием влаги. Однако при этом требуется повышен-
ный расход газа регенерации.
Установки с закрытым циклом регенерации адсорбента (рис.
III. 15, г). Десорбция влаги из адсорбционного слоя осуществляется
133
сухим газом, циркулирующим в системе по замкнутому контуру
(с помощью газодувки), а адсорбент охлаждается осушенным
газом, который после охлаждения адсорбционного слоя смешивает-
ся с основным потоком сухого газа, покидающим технологическую
установку. Капитальные и эксплуатационные затраты по схеме
с закрытым циклом выше, чем по схеме с открытым циклом реге-
нерации. Однако предпочтение отдают обычно первой схеме, так
как она обеспечивает высокую стабильность и степень осушки
газа.
При выборе адсорбента исходят из условий его работы и задан-
ной точки росы газа. Опыт применения адсорбентов показывает,
что силикагель марки КСМ обеспечивает осушку газа до точки
росы — 53 ч—57 °C, глинозем — 55 °C, оксид алюминия — 61-:—
66 °C, синтетический цеолит NaA — 70 —75 °C.
В настоящее время, несмотря на то что глубокая абсорбцион-
ная осушка начинает находить применение на ГПЗ и других
объектах нефтяной и газовой промышленности, адсорбционный
метод с помощью цеолитов считают наиболее перспективным и на-
дежным при необходимости достижения низкой точки росы газа.
Важное преимущество цеолитов состоит также в том, что
они могут работать при повышенных .температурах газовых
потоков.
На ГПЗ в ряде случаев для достижения низкой точки росы
газа и высокой ее депрессии используют комбинированную осуш-
ку — на первой ступени осушку газа осуществляют абсорбцион-
ным методом, а на второй — адсорбционным методом. Иногда
используют комбинированный адсорбционный метод осушки: на
первой ступени газ сушат на силикагеле или оксиде алюминия,
а на второй — на молекулярных ситах — цеолитах. Это позволяет
удалить из газового потока следы воды и обеспечить низкую точку
росы газа [21].
Преимущества адсорбционной осушки газа перед гликолевой:
в широком диапазоне технологических параметров достигается
низкая точка росы и высокая ее депрессия; изменение температуры
и давления не оказывает существенного влияния на качество осуш-
ки; процесс отличается простотой и надежностью.
Недостатки адсорбционной осушки: для строительства уста-
новок большой мощности требуются большие капитальные вло-
жения; реализация процесса связана с высокими эксплуатацион-
ными затратами; отсутствуют высокоэффективные и надежные про-
цессы с непрерывным циклом основных технологических операций
(адсорбция, десорбция, охлаждение); эффективность адсорбента
снижается в результате его загрязнения ингибиторами коррозии,
механическими и другими примесями, что приводит к необходимо-
сти его замены.
Глава
ОЧИСТКА ГАЗА ОТ СЕРОВОДОРОДА,
ДИОКСИДА УГЛЕРОДА
И СЕРО ОРГАНИЧЕСКИХ СОЕДИНЕНИЙ
ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ
Нефтяные и природные газы наряду с углеводородами могут
содержать кислые газы — диоксид углерода (СО2) и сероводород
(H2S), а также сероорганические соединения —серооксид угле-
рода (COS), сероуглерод (CS2), меркаптаны (RSH), тиофены и дру-
гие примеси, которые осложняют при определенных условиях
транспортирование и использование газов. При наличии диоксида
углерода, сероводорода и меркаптанов создаются условия для
возникновения коррозии металлов, эти соединения снижают эф-
фективность каталитических процессов и отравляют катализаторы.
Сероводород, меркаптаны, серооксид углерода — высокотоксич-
ные вещества. Повышенное содержание в газах диоксида углерода
нежелательно, а иногда недопустимо еще и потому, что в этом
случае уменьшается теплота сгорания газообразного топлива,
снижается эффективность использования магистральных газопро-
водов из-за повышенного содержания в газе балласта. Если рас-
сматривать этот вопрос с указанных позиций, то серо- и кислород-
содержащие соединения можно отнести к разряду нежелательных
компонентов. Однако такая постановка вопроса не исчерпывает
всей полноты проблемы, так как кислые газы являются в част-
ности высокоэффективным сырьем для производства серы и серной
кислоты. Поэтому при выборе процессов очистки газов учитывают
возможности достижения заданной глубины извлечения «нежела-
тельных» компонентов и использования их для производства соот-
ветствующих товарных продуктов. В Канаде, например, сера
в зависимости от содержания в газе сероводорода рассматривается
как основной, сопутствующий или побочный продукт, и в зависи-
мости от этого распределяются затраты на очистку газа и произ-
водство серы, а также регламентируются условия разработки и
эксплуатации некоторых месторождений [22]. Известны случаи,
когда сероводородсодержащий природный газ добывают с целью
производства серы, очищенный газ после извлечения сероводорода
закачивают обратно в пласт для поддержания пластового давле-
ния. В ряде стран мира (США, Канаде, Франции) открытие круп-
ных месторождений природного сероводородсодержащего газа
положило начало широкому развитию в 50-х годах добычи и очист-
ки такого газа и производству серы из этого сырья. В Канаде из
сероводородсодержащего газа получено около 5,3 млн. т серы (по
состоянию на начало 1978 г. доказанные запасы серы составляли
105 млн. т) [23].
135
В нашей стране добыча и переработка сероводородсодержащего
природного газа начала широко развиваться в 60-х годах после
открытия крупных газоконденсатных месторождений в Средней
Азии и Оренбургской области. В связи с этим объемы переработки
такого сырья увеличились с 3,4 млрд, м3 в 1970 г. до 62,5 млрд.
м3 в 1980 г., а производство серы — с 3,9 до 1450 тыс. т [24]
(удельные капитальные вложения и себестоимость газовой серы
значительно ниже, чем при добыче самородной). В СССР прогноз-
ные запасы сероводородсодержащего газа составляют около 12%
всех прогнозных запасов природного газа [25]. Можно полагать,
что объемы переработки сероводородсодержащего газа и произ-
водства серы из этого сырья в нашей стране будут увеличиваться.
Содержание сероводорода и СО2 в природных газах США,
Канады, Франции, СССР и других стран колеблется в широких
пределах. Как правило, во всех сероводородсодержащих газах
имеется то или иное количество СО2 (соотношение СО2 : H2S
изменяется от 1 : 20 до 70 : 1). В то же время довольно часто при-
родные газы могут быть с различным содержанием СО2, но без
сероводорода [22]. Максимальное содержание сероводорода в при-
родных газах СССР 23% об. (Астраханское газоконденсатное
месторождение), в газах Канады — 75% об. (месторождение
Пантер-Ривер). Во многих природных газах наряду с сероводоро-
дом и диоксидом углерода содержатся сероорганические соедине-
ния, присутствие которых даже в небольших количествах крайне
осложняет добычу, транспортирование и использование минераль-
ных ресурсов газовых и газоконденсатных месторождений. В газе
Оренбургского газоконденсатного месторождения содержание се-
роорганических соединений достигает 1000—2000 мг/м3 (в пере-
счете на серу) при содержании сероводорода около 16 000 мг/м3
(1,8—2% об.). Это привело к необходимости строительства спе-
циальных объектов для очистки газа от сероорганических соеди-
нений — до ввода этих объектов в действие при использовании
газа были серьезные трудности, несмотря на очистку его от серо-
водорода.
При выборе способов очистки газов необходимо внимательно
подходить к оценке химического состава сырья, включая примеси,
которые не регламентируются в товарном газе и продуктах его
переработки или не оказывают влияния на их качество из-за не-
значительного содержания в исходном газе. Это обусловлено в
частности тем, что при взаимодействии примесей с некоторыми рас-
творителями могут образоваться такие химические соединения,
которые при нагревании их в процессе регенерации не распадаются
на составные части (реакция между ними необратима в условиях
процесса), в результате чего концентрация активной части раство-
рителя постепенно уменьшается (возрастает содержание балласта
в системе), растворитель дезактивируется и приходит в негодность.
Практика показывает, что наличие незначительного на первый
взгляд содержания примесей может оказать принципиальное
136
влияние на выбор растворителя или процесса очистки газа. Важ-
ное значение при рассмотрении этого вопроса имеет соотношение
H2S : СО2 в исходном газе — концентрация сероводорода в кислых
газах может оказаться определяющей при выборе процессов и тех-
нологии очистки исходного сырья и способов утилизации «неже-
лательных» компонентов. Это отношение может быть настолько
низким, что для переработки кислых газов в элементарную серу
использовать наиболее распространенный метод термокаталити-
ческого окисления сероводорода (процесс Клауса) будет невы-
годно.
Специалисты фирмы Флюор Корпорейшен (Р. Н. Теннисон и др.)
считают, что по методу Клауса можно перерабатывать кислые
газы с содержанием сероводорода более 15% об. На многих уста-
новках Клауса содержание сероводорода в кислых газах дости-
гает 50% об. и более (т. е. H2S : СО2 5s 1). При низком соотноше-
нии сероводорода и СО2 в исходном газе для получения кислых
газов с высоким содержанием сероводорода используют систему
селективной очистки газа, при которой на первой ступени извле-
кают в основном сероводород и получают при этом хорошее сырье
для производства серы, а на второй ступени извлекают СО2 и
оставшееся количество сероводорода.
Разработаны и применяются процессы селективного извлече-
ния сероводорода, при котором H2S вступает в реакцию с раство-
рителем и окисляется до серы кислородом воздуха в процессе
регенерации растворителя (в этом случае в составе комплекса нет
установок Клауса). По первому варианту, экономически выгодно
очищать газ при большом парциальном давлении сероводорода
на входе на установку, по второму варианту — при низком пар-
циальном давлении.
В кислых газах, поступающих на установки Клауса, должно
не только содержаться определенное количество сероводорода,
но лимитируется также содержание углеводородов, которые могут
поглощаться в различных количествах на стадии очистки газа от
сероводорода и СО2. Считают нормальным, когда содержание уг-
леводородов не превышает 2—4% об. (на некоторых установках
за счет ряда мероприятий содержание их удается уменьшить до
0,2—1% об.) [22]. Наличие углеводородов в кислых газах приво-
дит к увеличению расхода воздуха (кислорода) на установках
Клауса, ухудшению цвета серы, обуглероживанию и снижению
активности катализатора.
В СССР и других странах к качеству природного и нефтяного
газа, поступающего в магистральные газопроводы, предъявляются
высокие требования по содержанию сероводорода и меркаптановой
серы: в нашей стране содержание сероводорода не должно превы-
шать 22 мг/м3, меркаптановой серы — 36 мг/м3 газа (содержание
СО2 не нормируется); в США содержание сероводорода регламен-
тируется на уровне 5,7 мг/м3, содержание СО2, общей серы и мер-
каптанов устанавливаются обычно газотранспортными компаниями
137
в зависимости от требований потребителей (содержание СО2 —
1—2% об., меркаптанов — 1,5—5 мг/м3, общей серы — 22 —
228 мг/м3 и т. д.).
Для очистки природных и нефтяных газов от сероводорода,
СО2 и других серо- и кислородсодержащих «нежелательных» сое-
динений используют в основном абсорбционные процессы, которые
в зависимости от особенностей взаимодействия этих соединений
с растворителями — абсорбентами можно условно объединить
в следующие группы.
1. Хемосорбционные процессы очистки газа растворителями,
представляющими собой водные растворы алканоламинов: моно-
этаноламина (МЭА), диэтаноламина (ДЭА), дигликольамина (ДГА)
и др. Они основаны на химической реакции «нежелательных» сое-
динений с алканоламинами, являющимися активной, реакционной
частью абсорбента. К этой же группе относят процессы поташ-
ной очистки.
Аминовые процессы обеспечивают тонкую очистку газов от
сероводорода и СО2 при различных рабочем давлении и концен-
трации их в исходном сырье; растворимость углеводородов в этих
абсорбентах невелика. Технологическое и аппаратурное оформле-
ние процессов отличаются простотой и надежностью.
Основные недостатки процессов: не достигается комплексная
очистка газов от H2S, СО2, RSH, COS и CS2; низкая глубина
извлечения меркаптанов и некоторых других сероорганических
соединений; при взаимодействии меркаптанов, COS и CS2 с некото-
рыми растворителями образуются нерегенерируемые в условиях
процесса химические соединения; для реализации процессов необ-
ходимы высокая кратность циркуляции абсорбента и большие
теплоэнергетические затраты (с повышением концентрации «не-
желательных» соединений они увеличиваются); абсорбенты и про-
дукты взаимодействия их с примесями, содержащимися в сыром
газе, нередко обладают повышенной коррозионной актив-
ностью.
С увеличением концентрации активного вещества и степени на-
сыщения растворителя сероводородом и другими «нежелательными»
соединениями возрастает коррозионная активность алканолами-
новых абсорбентов. Поэтому поглотительная их способность часто
лимитируется не условиями термодинамического равновесия, а
предельно допустимой степенью насыщения абсорбентов’кислыми
газами.
2. Процессы очистки газов методом физической абсорбции «не-
желательных» соединений органическими растворителями: про-
пиленкарбонатом, диметиловым эфиром полиэтиленгликоля
(ДМЭПЭГ), N-метилпирролидоном и др. Они основаны на физиче-
ской абсорбции, а не на химической реакции, как хемосорбцион-
ные процессы.
Органические растворители можно в принципе использовать
для комплексной очистки газов от сероводорода, СО2, RSH, COS
138
и CS2 при высоком парциальном давлении их в условиях абсорбции;
эти абсорбенты, как правило, не пенятся и не корродируют аппа-
ратуру и оборудование, многие из них имеют низкую температуру
замерзания, что важно в случае применения процессов в холодных
климатических условиях.
При высоком парциальном давлении «нежелательных» соедине-
ний для реализации процессов очистки газов органическими
растворителями требуются, как правило, меньшие капитальные и
эксплуатационные затраты, чем для реализации аминовых хемо-
сорбционных процессов, так как поглотительная способность
органических растворителей возрастает примерно пропорцио-
нально парциальному давлению кислых газов и других «нежела-
тельных» соединений. Регенерация физических абсорбентов про-
текает во многих случаях без подвода тепла за счет снижения
давления в системе.
Основные недостатки процессов: применяемые растворители
относительно хорошо поглощают углеводороды; тонкая очистка
газов обеспечивается в ряде случаев только после дополнительной
доочистки их алканоламиновыми растворителями (т. е. грубая
очистка производится, например, растворителем ДМЭПЭГ, а тон-
кая очистка — раствором моноэтаноламина).
3. Процессы очистки газов от «нежелательных»'соединений
растворителями, представляющими собой смесь водного алкано-
ламинового раствора с органическими растворителями — сульфо-
ланом, метанолом и др. Они основаны на физической абсорбции
«нежелательных» соединений органическими растворителями и
химическом взаимодействии с алканоламинами, являющимися
активной реакционной частью абсорбента. Эти процессы сочетают
в себе многие достоинства химической и физической абсорбции. Их
можно использовать для тонкой комплексной очистки газов от
сероводорода, СО2, RSH, COS и CS2.
Основные недостатки процессов: применяемые растворители
относительно хорошо поглощают углеводороды (особенно хорошо
растворяются ароматические углеводороды); это ограничивает
область применения процессов второй и третьей групп, так как
для предотвращения попадания больших количеств тяжелых угле-
водородов в сырье установок по производству серы (типа Клаус)
в состав ГПЗ необходимо включать аппаратуру и оборудование
для извлечения углеводородов из сырого исходного газа или из
кислых газов перед поступлением их на установку по производству
серы.
Однако это не всегда сопряжено с дополнительными капиталь-
ными и эксплуатационными расходами, так как во многих случаях
тяжелые углеводороды извлекают из газа по соображениям, не
связанным с выбором процесса очистки газа от сероводорода и
других серо- и кислородсодержащих «нежелательных» соединений.
Процессы физической абсорбции могут оказаться более экономич-
ными также и потому, что органические растворители обеспечивают
139
селективное извлечение сероводорода в присутствии СО2 и позво-
ляют получить хорошее сырье для производства серы при неблаго-
приятном соотношении H2S : СО2 в исходном сырье газа и для
производства товарного диоксида углерода. Эти процессы имеют
при определенных условиях ряд преимуществ, которые могут быть
выявлены только на основе технико-экономического анализа
условий добычи, очистки и переработки газа и сопутствующих
продуктов.
Рассматривая технологические особенности процессов очистки
газов, необходимо отметить, что выбор способа очистки сводится,
как правило, к выбору абсорбента, который при соответствующем
конструктивном и технологическом оформлении процесса обеспе-
чивает производство товарного газа и сопутствующих продуктов
(серы и др.) при высоких технико-экономических показателях.
Ниже перечислены процессы очистки газов от сероводорода, СО2,
RSH и других «нежелательных» соединений, основанных на хими-
ческой и физической абсорбциях:
Химическая абсорбция Физическая абсорбция
процесс растворитель процесс растворитель
Алканоламиновая очистка Флюор Пропиленкарбонат
МЭА-очистка ДЭА-очистка Моноэтаноламин * Диэтаноламин * Селексол Диметиловый эфир полиэти-
Адип Диизопропанол- амин * Пуризол ленгликоля (ДМЭПЭГ), N-ме- тилпирролидон (NMP)
Эконамин Поташная очистка Дигликольамин * Сульфинол (про- цесс включен в эту группу ус- ловно) Смесь водного раствора диизо- пропаноламина и сульфолана
обычная Бенфилд (ак- тивирован- ная горя- чая) Горячий раствор поташа (К2СО3) Горячий раствор поташа + 1,8% ДЭА (активиро- ванная добавка) Ректизол Метанол (при низких темпера- турах)
Ветрококк Горячий раствор мышьяковых со- лей щелочных металлов (K3AsO3 и др.)
Стретфорд Раствор натрие- вых солей (2,6— 2,7 антрахинон- сульфоновых кислот)
* Приводятся наименования активной части растворителя — в качестве разбави-
теля используется вода.
140
Основными критериями при выборе абсорбентов, а следова-
тельно, и процессов являются начальное и конечное содержание
извлекаемых «нежелательных» компонентов в газе и заданное
рабочее давление в системе или начальное и конечное парциальное
давление их в условиях очистки. Начальное давление предопреде-
ляет кратность циркуляции абсорбента (удельный его расход).
Конечное парциальное давление (или глубина очистки газа)
зависит в первую очередь от степени регенерации абсорбента и от
равновесного давления извлекаемого газа над раствором от темпе-
ратуры. Капитальные и эксплуатационные затраты определяются
главным образом кратностью циркуляции и условиями регенера-
ции растворителя. Следовательно, экономика процесса предопре-
деляется в основном парциальными давлениями извлекаемых
«нежелательных» компонентов в сыром и очищенном газе. На
основе этих данных можно оценить, какой из растворителей —
химический или физический — наиболее приемлем для заданных
условий. После этого, учитывая специфику содержащихся в газе
примесей и возможные варианты взаимодействия их с раствори-
телями данной конкретной группы, можно выбрать процесс,
который целесообразно будет использовать для проведения тех-
нико-экономического исследования.
Все процессы, приведенные выше, за исключением процессов
Ветрококк — H2S * и Стретфорд, основаны на химической или
физической абсорбции «нежелательных» серо-кислородсодержащих
соединений и последующей десорбции их из абсорбента и направ-
лении кислых сероводородсодержащих газов на установку по
производству серы типа Клауса. Процессы Ветрококк — H2S
и Стретфорд основаны на абсорбции сероводорода химическим
растворителем и окислении его в регенераторе до серы за счет
присутствия в абсорбенте соответствующих активных добавок и
кислорода, который поступает в нижнюю часть регенератора
вместе с воздухом (СО2 в процессе Стретфорд практически не
извлекается, его присутствие осложняет процесс). Процессы Ветро-
кокк — H2S и Стретфорд чаще всего применяют для очистки газов
с низким содержанием сероводорода, область применения их
ограничивается парциальным давлением H2S в очищенном газе
до 0,002 МПа и в исходном газе до 0,07 МПа [26] (температура
абсорбции 35—45 °C, в результате очистки обеспечивается высокая
степень извлечения сероводорода). В СССР окислительно-восста-
новительные процессы Ветрококк — H2S и Стретфорд не нашли
пока практического применения для очистки природных и нефтя-
ных (попутных) газов от сероводорода. За рубежом эти процессы
используют, как правило, на установках небольшой мощности.
В США процесс Ветрококк не применяют из-за высокой токсич-
ности растворителя [26].
* Ветрококк — H2S — это процесс Ветрококк для очистки газа от серово-
дорода.
141
ОЧИСТКА ГАЗА АЛКАНОЛАМИНОВЫМИ
РАСТВОРИТЕЛЯМИ
При низких и средних парциальных давлениях кислых газов
поглотительная способность алканоламиновых абсорбентов воз-
растает по отношению к сероводороду и диоксиду углерода. В этой
области химические абсорбенты могут конкурировать с физиче-
скими растворителями. Ниже приведены основные физико-хими-
ческие свойства алканоламиновых растворителей [27, 28]:
МЭА ДЭА ДИПА ДГА
Молекулярная масса . . . 61 105,1 133,2 105,1
Плотность, кг/м3 , 1018 1090 989 1055
Температура кипения, °C при давлении, Па ПО 171 248,7 221
660 100 187 167 —
1320 69 150 133 —
Давление насыщенных па- ров при 20 °C, Па. . . 48 1,33 1,33 1,33
Температура замерзания, °C 10,5 28 42 9,5
Абсолютная вязкость, Па-с 0,241 0,38 0,198 0,026
(при 20 °C) (при 30 °C) (при 45 °C) (при 24 °C)
Растворимость в воде при 20 °C, % масс. Полная 96,4- 87 Полная
Теплота парообразования при 1-Ю5 Па, Дж/кг. . 1486,4 1205,9 722,5 917,4
Процесс взаимодействия СО2 и H2S с моноэтаноламином описы-
вается следующими суммарными реакциями [18]:
2RNH2 + H2St±(RNH3)2S
(RNHs)2 S + H2S 2RNH3HS
CO2 + 2RNH2 + H2O (RNH3)a CO3
CO2 + (RNH3)2 CO3 + H2O 2RNH3HCO3
где R — группа OHCH2CH2. При низкой температуре реакции протекают слева
направо, при высокой — справа налево: в первом случае H2S и СО2 «связываются»
с абсорбентом, во втором — происходит регенерация абсорбента и выделение
поглощенных кислых газов (H2S и СО2).
Экзотермический эффект реакций составляет: при взаимодей-
ствии H2S и СО2 с МЭА-раствором соответственно 1905 и
1917,6 Дж/кг, при взаимодействии H2S и СО2 с ДЭА-раствором
1189 и 1515,7 Дж/кг [28, 27]. Механизм поглощения СО2 и H2S
моноэтаноламином и основные сведения о растворимости их
в водных растворах МЭА подробно описаны в литературе [18,
28, 2].
Процесс МЭА-очистки [2, 18, 22, 26, 28, 29]. В качестве рас-
творителя используют водный раствор моноэтаноламина. Содержа-
ние МЭА в растворе не превышает, как правило, 15—20% об. при
насыщении кислыми газами более концентрированных растворов
увеличивается скорость коррозии металлов (чистый алканолами-
новый раствор не обладает коррозионными свойствами). Наличие
142
такой связи между концентрацией раствора и скоростью коррозии
ограничивает возможность повышения эффективности хемосорб-
ционных аминовых процессов. Однако в последние годы в связи
с разработкой ингибиторов коррозии появилась возможность
увеличить концентрацию активного вещества в растворе до30% об.,
что делает процесс МЭА-очистки более рентабельным и перспектив-
ным.
При проектировании установок МЭА-очистки часто принимают,
что содержание кислых газов в растворе, покидающем нижнюю
тарелку абсорбера, должно быть не более 65—70% от равновесной
концентрации (по отношению к исходному сырому газу). При этом
степень насыщения раствора должна быть не более 0,3—0,4
моль/моль МЭА. В последнее время на некоторых химических
заводах при очистке синтезгаза от СО2 (под давлением) степень
насыщения раствора достигает 0,6—0,7 моль/моль МЭА. Это
привело к необходимости использования легированных сталей для
изготовления оборудования или применения ингибиторов коррозии
при эксплуатации установок. Процесс МЭА-очистки рекомендуется
применять для очистки газов от сероводорода и СО2 при пар-
циальном давлении их не выше 0,6—0,7 МПа.
Достоинства процесса: тонкая очистка газов от сероводорода и
СО2 обеспечивается в широком интервале парциальных давлений;
моноэтаноламин имеет повышенную химическую стабильность,
легко регенерируется, обладает высокой реакционной способ-
ностью; технологическое и конструкторское оформления процесса
отличаются простотой и высокой надежностью при правильной
эксплуатации установки; моноэтаноламиновый раствор относитель-
но плохо поглощает углеводороды, что способствует повышению
эффективности производства серы из кислых газов МЭА-очистки.
Недостатки процесса: низкая, как правило, степень насыщения
раствора; высокие удельные расходы абсорбента и эксплуатацион-
ные затраты; некоторые примеси (СО2, COS, CS2, HCN, SO2 и SO3),
содержащиеся в сырых газах, при взаимодействии с растворителем
образуют нерегенерируемые или труднорегенерируемые высоко-
молекулярные соединения, которые дезактивируют абсорбент,
увеличивают вспениваемость и коррозионную активность раство-
рителя; при наличии в газе COS и CS2 процесс не применяется;
низкое извлечение меркаптанов и других сероорганических соеди-
нений; повышенная склонность абсорбента к вспениванию при
попадании в систему жидких углеводородов, сульфида железа,
тиосульфитов и других продуктов разложения моноэтаноламина,
а также механических примесей и некоторых видов ингибиторов
коррозии.
По данным Кемпбела [29], скорость разложения МЭА в резуль-
тате необратимого взаимодействия моноэтаноламина с СО2, COS и
CS2 можно принять: 3,35 кг на 1000 м3 СО2, 1 кг на 1 м3 COS;
1 кг на 1 м3 CS2 (для ДЭА она равна 3,68 кг на 1000 м3 СО2; ДЭА
практически не реагирует с COS и CS2 с образованием нерегене-
143
Рис. III.16.
Технологическая схема абсорбционной очистки газа от H2S и СО2 водным раствором алка-
ноламина:
1 — абсорбер; 2 — сепаратор; 3 — экспанзер (сепаратор); 4. 9 — водяные холодильники;
5,8 — воздушные холодильники; 6 — рекуперативный теплообменник; 7 — десорбер;
10 — емкость-сепаратор; 11 — рибойлер. / — сырой газ; 11 — очищенный газ; 111 —
насыщенный абсорбент; IV — экспанзерный газ; V —-частично разгазированный абсор-
бент; VI — кислые газы; VII — регенерированный абсорбент.
рируемых соединений). Сероорганические соединения (меркап-
таны, дисульфиды, тиофены и др.), содержащиеся в природных и
нефтяных газах, не реагируют с аминами [2]. Для удаления
из раствора механических примесей и продуктов необратимых
реакций используют различные методы, в частности на многих
промышленных установках для этих целей часть раствора (1—4%
общего объема) фильтруют и перегоняют в специальном кубе.
Содержание этих продуктов не должно превышать в растворителе
0,1—0,5% [28].
Для предотвращения вспенивания в раствор моноэтаноламина
вводят противопенные добавки (0,001—0,0015% масс.). В качестве
антивспенивателей используют водные эмульсии силиконов или
высококипящие спирты (олеиловый и др.). На отечественных ГПЗ
используют антивспениватели КЭ-10-12 (21-2А) и КЭ-10-21. Испы-
тание КЭ-10-12 на одной из промышленных установок показало, что
применение антивспенивателей позволяет уменьшить потери рас-
творителя, обеспечить устойчивую работу установки, а также
создать условия для повышения производительности абсорбцион-
ной и ректификационной аппаратуры [30].
На рис. III. 16 приведена принципиальная технологическая
схема абсорбционной очистки газа от H2S и СО2 водным раствором
алканоламина. Сырой газ с температурой 10—40 °C подают под
нижнюю тарелку абсорбера 1, который орошается водным раство-’
ром МЭА или какого-либо другого алканоламина (растворитель
можно подавать на одну верхнюю тарелку или на верхнюю и
144
среднюю тарелки аппарата). С верха абсорбера выходит очищенный
газ, с низа — насыщенный кислыми газами абсорбент (темпера-
тура насыщенного абсорбента 55—60 °C, рабочее давление в аппа-
рате изменяется для разных ГПЗ от 0,2 до 5,5 МПа).
Очищенный газ после сепаратора,^Направляется потребителям.
Насыщенный абсорбент поступает "'в экспанзер (сепаратор) 3,
где за счет дросселирования раствора из абсорбента выделяются
поглощенные в абсорбере углеводороды (экспанзерный газ исполь-
зуется в качестве топлива). После сепаратора 3 насыщенный абсор-
бент нагревается в рекуперативном теплообменнике 6 до 95—100 °C
и поступает в среднюю часть десорбера 7, где из него отпариваются
кислые газы, вода и оставшиеся углеводороды. Температура
в нижней кубовой части десорбера 7 поддерживается 115—130 °C
за счет нагрева растворителя, стекающего с нижней тарелки десор-
бера, в рибойлере 11 (рабочее давление в десорбере 0,15 МПа).
Смесь кислых газов, паров воды и углеводородов выходит
с верха десорбера 7, охлаждается в воздушном и водяном холо-
дильниках 8 и 9, после чего двухфазная смесь поступает в емкость-
сепаратор 10, где вода отделяется от кислых и углеводородных
газов; вода из емкости 10 подается в качестве орошения на верхнюю
тарелку десорбера, для предотвращения уноса моноэтаноламина
с верхним продуктом, а кислые газы направляются на установку
по производству серы. Регенерированный раствор алканоламина
после охлаждения в рекуперативном теплообменнике 6, в воздуш-
ном и водяном холодильниках 5 и 4 подается в абсорбер 1 с темпе-
ратурой 35—45 °C (на схеме не показан узел очистки растворителя
от механических примесей и нерегенерируемых высокомолекуляр-
ных соединений). Технологические показатели процесса приве-
дены в табл. III.3.
Процесс ДЭА-очистки [18, 22, 26, 28—32]. В качестве раство-
рителя используется водный раствор диэтаноламина (ДЭА).
Содержание ДЭА в растворе в зависимости от содержания кислых
газов в исходном сырье и степени насыщения раствора изменяется
от 20 до 30% масс; при концентрации в растворе кислых газов
0,05—0,08 м3/л ДЭА используют 20—25%-ный раствор, при
0,14—0,15 м3/л ДЭА—25—27%-ный раствор; при концентрации
кислых газов 0,15—0,17 м3/л ДЭА — 25—30%-ный раствор диэта-
ноламина (процесс SNPA—ДЭА) [32].
Процесс ДЭА-очистки с концентрацией диэтаноламина 25—27%
применяют при парциальном давлении кислых газов 0,2 МПа и
более, процесс SNPA — ДЭА (25—30% активного вещества)
используют при парциальном давлении кислых газов 0,4 МПа и
выше. Это позволяет обеспечить необходимое насыщение раствора
и таким образом использовать преимущества процесса: степень
насыщения раствора в процессе SNPA — ДЭА достигает 1 —
1,3 моль/моль ДЭА (против 0,3—0,4 для МЭА-процесса). Однако
несмотря на высокую степень насыщения растворителя в SNPA —
ДЭА-процессе поглотительная способность раствора ДЭА меньше,
145
Таблица III.3. Основные технологические показатели процесса
МЭА-очистки природного газа от сероводорода на Мубарекском ГПЗ [3JJ
Показатели Газ месторождения Уртабулак Газ место- рождения Северный Мубарек
I ступень очистки II ступень очистки
Производительность по сырому газу 50—60 50—60 70—90
(одной линии), тыс. м3/ч
Расход регенерированного абсорбен- 200—240 90—120 100—130
та, м3/ч
Содержание в сыром газе, % об.
H2S 5—5,5 До 4000 0,3—0,4
(мг/м3)
со2 4,3—5,0 Нет данных 1,3—1,4
Содержание в очищенном газе
H2S, мг/м3 4000 20 20
СО2, % об. Нет данных 0,1 0,1
Давление, МПа
в абсорбере 5,1—5,4 5,1—5,4 4,6—5,4
в -десорбере 0,15 0,15 0,15
Температура, °C
абсорбента 50—60 * 50—60 * 50—60 *
сырого газа 20—30 20—30 20—30 1
верха десорбера 107 108 НО
низа десорбера 119 119 119
Содержание кислых газов в абсор-
бенте, моль/моль МЭА
в регенерированном
H2S 0,02—0,04 0,02—0,03 0,01—0,03
S H2S и со2 0,15—0,2 0,11—0,15 0,13—0,19
в насыщенном
H2S 0,2—0,25 0,06—0,07 0,06—0,1
5 H2S и со2 0,5—0,6 0,15—0,23 0,36—0,45
Содержание МЭА в абсорбенте, % масс. 14—19 6—10 8—12
* Температура по проекту 20 — 30 °C.
чем МЭА-раствора. Это объясняется тем, что моноэтаноламин имеет
более низкую молекулярную массу, а значит при одинаковой мас-
совой концентрации он имеет большую абсорбционную емкость.
Достоинства процесса: обеспечивается тонкая очистка газа от
H2S и СО2 в присутствии COS и CS2 (продукты реакции диэтанол-
амина с COS и CS2 гидролизуются при регенерации растворителя
до СО2 и H2S); раствор диэтаноламина химически стабилен в усло-
виях процесса, легко регенерируется, имеет низкое давление
насыщенных паров; технологическое и конструктивное оформле-
ние процесса отличается простотой и высокой надежностью при
правильной эксплуатации установки; абсорбция проводится при
температуре на 10—20 °C выше, чем в МЭА-процессе, что позволяет
предотвратить интенсивное вспенивание раствора при очистке газа
с повышенным содержанием тяжелых углеводородов (или при
попадании в раствор жидких углеводородов).
U6
Недостатки процесса:. низкая поглотительная способность
растворителя, высокие удельные расходы абсорбента и эксплуата-
ционные затраты; некоторые примеси, содержащиеся в сырых
газах, частично (СО2) или полностью (HCN) взаимодействуют
с растворителем с образованием нерегенерируемых соединений;
низкое извлечение меркаптанов и других сероорганических соеди-
нений.
Технологические схемы МЭА- и ДЭА-процессов практически не
отличаются, за исключением узла очистки раствора от нерегенери-
руемых соединений. На установках ДЭА-очистки их удаляют путем
фильтрации раствора (через фильтры пропускают до 10% циркули-
рующего раствора) [18, 22]. На установках МЭА-очистки для
этих целей используют дистилляцию и фильтрацию (до 4% рас-
твора циркулирует через эту систему).
Процесс Адип [22, 26, 28, 32]. В качестве растворителя исполь-
зуется водный раствор диизопропаноламина (ДИПА) — содержа-
ние в нем активного вещества может достигать 40%. С помощью
этого растворителя обеспечивается тонкая очистка газа от серо-
водорода (до 1,5 мг/м3), диизопропаноламин может одновременно
очищать газ от диоксида углерода, COS и RSR. Активность рас-
твора ДИПА по отношению к СО2 ниже, чем раствора МЭА.
В процессе очистки извлекается до 40—50% COS и RSR. При взаи-
модействии диизопропаноламина с СО2, COS и RSR образуются
легко регенерируемые соединения, поэтому разложение ДИПА от
взаимодействия с серо- и кислородсодержащими соединениями
значительно меньше, чем в МЭА-процессе (расход пара на регене-
рацию раствора ДИПА в 2 раза меньше, чем в МЭА-процессе и
составляет примерно 1 кг/м3 кислых газов).
Растворимость углеводородов в процессе Адип невелика,
поэтому содержание их в кислых газах не превышает 0,5% об.
В случае применения ДИПА оборудование установок очистки
газа может быть изготовлено из углеродистой стали. Технологиче-
ские схемы МЭА-очистки и процесса Адип практически не отлича-
ются друг от друга, поэтому установки моноэтаноламиновой очи-
стки легко могут быть переведены на работу с диизопропанолами-
ном. Ниже приведены некоторые технологические показатели
работы одной из установок после замены МЭА на диизопропанол-
амин [22]:
МЭА-процесс
Производительность по сырому
газу, м3/ч.................... 156,25
Объем циркулирующего раство-
рителя, №/ч......................... 162
Содержание в очищенном газе:
H2S, мг/м3....................... 5,7
СО2> % об....................... 0,01
Поглощающая способность раство-
рителя, м3 кислых газов на 1 м3
растворителя................ 30
Расход пара, т/ч.............. 23
Адип-процесс
156,25
126
5,7
0,01
41
18,2
147
Процесс Адип широко используют за рубежом для очистки
природного и нефтяного газа, а также газов каталитических
процессов нефтеперерабатывающих заводов.
Процесс Эконамин [33—43]. В качестве растворителя исполь-
зуются водный раствор дигликольамина (ДГА) с концентрацией
активного вещества 60—65% масс, (против 20—30% в ДЭА-про-
цессе). С помощью этого растворителя достигается тонкая очистка
газа от H2S (до 5,7 мг/м3). При взаимодействии дигликольамина
с СО2, COS, CS2 и меркаптанами образуются легко регенерируемые
соединения (активность ДГА по отношению к СО2 выше, чем МЭА).
В процессе очистки обеспечивается высокое извлечение СО2,
COS, CS2 и легких меркаптанов. Степень насыщения раствора ДГА
может достигать 40—50 л кислых газов на 1 л раствора (вместо
30—35 л/л при МЭА-очистке).
Процесс рекомендуется применять при содержании кислых
газов в исходном сырье 1,5—8%. О растворимости углеводородов
в ДГА и коррозионной активности рабочего раствора дигликоль-
амина существуют противоречивые сведения [37, 38]. Однако,
исходя из имеющихся данных, можно считать, что по этим показа-
телям ДГА не уступает МЭА- и ДЭА-растворам. Насыщенный
раствор дигликольамина рекомендуют регенерировать под ваку-
умом 13ч-17 кПа и температуре низа регенератора 160—170 °C.
Технологические схемы и режимы моноэтаноламиновой и дигли-
кольаминовой очистки примерно одинаковы. Замена МЭА на ДГА
позволяет уменьшить удельные расходы абсорбента и теплоэнерге-
тические затраты на 25—40%. Ниже приведены некоторые техно-
логические показатели очистки газа от сероводорода с помощью
МЭА (ДЭА) и ДГА (H2S в исходном газе содержалось около 5% об.)
[43]:
МЭА + ДЭА ДГА
Производительность по сырому газу, тыс.м3/ч 142,9 142,9
Объем циркулирующего раство- рителя, м3/ч 163 126
Поглощающая способность раство-
рителя, м3/м3 Содержание в очищенном газе 30 41
H2S, мг/м3 5,7 5,7
СО2, % об 0,01 0,01
Потери растворителя (разложение, унос и др.), м3/год 77,6 (ДЭГ—35,6%, МЭА—64,4%) 56,9
В 1965 г. дигликольамин впервые был применен на промыш-
ленной установке для очистки сероводородсодержащего газа;
в 1974 г. в США этот растворитель использовали на 34 технологи-
ческих установках [44].
148
ОЧИСТКА ГАЗА ФИЗИЧЕСКИМИ
И КОМБИНИРОВАННЫМИ РАСТВОРИТЕЛЯМИ
Применяемые абсорбенты имеют низкую теплоту растворения и
характеризуются высокой поглотительной способностью по отно-
шению к кислым газам и другим «нежелательным» компонентам,
которая существенно зависит от парциального давления их в усло-
виях абсорбции. При низких парциальных давлениях раствори-
тели имеют крайне низкую абсорбционную способность. При
парциальном давлении 5 МПа и более физические растворители
имеют значительные преимущества по сравнению с химическими
абсорбентами, с ростом этого давления преимущества возрастают.
Специалисты фирмы Флюор Корпорейшен считают, что физическая
абсорбция может быть эффективной и при более низких парциаль-
ных давлениях, если процесс абсорбции проводить при низких
температурах (—70 °C и ниже) [26].
Все физические абсорбенты растворяют сероводород и СО2,
однако эффективность каждого из них по отношению к сероводо-
роду и СО2 неодинакова, поэтому одни абсорбенты выгодно исполь-
зовать для извлечения СО2, другие — для извлечения H2S, третьи—
для селективного (преимущественного) извлечения одного из них
в присутствии другого компонента [26].
Процесс Флюор [44—48]. В качестве абсорбента широко ис-
пользуют пропиленкарбонат, который имеет следующие физико-
химические свойства:
Температура, JC
кипения .............. 242
плавления .... - —49
Плотность при 20 “С,
кг/м3................... 1200
Молекулярная масса. . 102
Вязкость при
18 °C, м2/с......... 6,64-10-в
Давление насыщенных
паров при 27 °C, Па 0,666
Пропиленкарбонат хорошо растворяет сероводород, СО2, COS,
CS2, RCH и углеводороды, он обладает слабым коррозионным
действием по отношению к обычным углеродистым сталям, хими-
чески стабилен в условиях процесса, имеет низкое давление
насыщенных паров.
Процесс разработан фирмой Флюор. Первая промышленная
установка построена в США в 1960 г. для очистки природного газа
от СО2 (45% об.) и H2S (70 мг/м3). Содержание кислых компонентов
в очищенном газе составляло: СО2 2% об., H2S — 5,7 мг/м3 (мощ-
ность установки 2,3 млрд. м3/год). Процесс Флюор можно исполь-
зовать для очистки природных, нефтяных и технологических
сухих газов с повышенным содержанием СО2 и низким отношением
H2S : СО2. Наиболее благоприятные условия обеспечиваются при
суммарном парциальном давлении кислых компонентов в исходном
сырье более 0,4 МПа. Абсорбцию проводят в интервале от 0 до
—6 °C (охлаждение обеспечивается за счет аммиачного холодиль-
ного цикла). Регенерацию абсорбента осуществляют, как правило,
без подвода тепла путем ступенчатого снижения давления — для
149
Рис. III.17.
Технологическая схема процесса Флюор:
1 — абсорбер; 2 — сепаратор; 3 — турбо-
детандер; 4 — компрессор; 5 — гидравли-
ческая турбина; 6 — привод. / — сырой
газ; II — кислый газ; III — очищенный
газ; IV — регенерированный абсорбент;
V — насыщенный абсорбент; VI — рецир-
кулят-газ.
этого на установке имеется не-
сколько сепараторов. Экспан-
зерный газ, выходящий после
первого сепаратора, комприми-
руют и вместе с исходным сырым газом направляют в абсорбер, так
как в нем содержится значительное количество углеводородов и кис-
лых компонентов. Такой газ не может быть использован в качестве
сырья на установках по производству серы, или в качестве топлива.
В процессах Флюор энергия насыщенного^абсорбента, которая
производится при дросселировании раствора, используется в гид-
ротурбине для привода насоса, перекачивающего регенерирован-
ный абсорбент (потери абсорбента составляют 16 г/1000 м3 сырого
газа). Принципиальная технологическая схема процесса Флюор
приведена на рис. III.17.
Процесс Селексол [49—58]. В качестве абсорбента использу-
ется диметиловый эфир полиэтиленгликоля (ДМЭПЭГ), который
имеет следущие физико-химические свойства:
Температура, °C
кипения............................. 151
плавления.........................От 22 до 29
Плотность при 25 °C, кг/м3............. 1000
Молекулярная масса...................... 280
Вязкость при 25 °C, Па-с ............. 5,8-10 3
Давление насыщенных паров при 25 °C,
Па ................................... 1,33
Теплоемкость при 25 °C, кДж/(кг-К). . 2,43
Этот растворитель не токсичен, химически стабилен в условиях
процесса, не пенится, не обладает коррозионной активностью,
легко разлагается при биологической очистке сточных вод, обла-
дает высокой селективностью и обеспечивает избирательное извле-
чение сероводорода в присутствии СО2 (при 20 °C и 0,1 МПа
растворимость H2S в 10 раз выше чем СО2).
Процесс Селексол разработан фирмой Эллайд Кемикл Кррпо-
рейшен в конце 60-х годов. Первая установка построена для очи-
стки искусственного углеводородного газа с высоким содержанием
СО2 и небольшим содержанием сероводорода. В 70-х годах процесс
был использован для тонкой очистки природных газов со средним
и высоким содержанием сероводорода и СО2 (с помощью этого
процесса извлекается до 97% сероводорода и 85% диоксида угле-
рода). Растворяющая способность диметилового эфира поли-
150
этиленгликоля по отношению к различным веществам возрастает
следующим образом: С2НЙ < СО2 < С3Н8 < С4Н10 < COS <
< С5Н12 < H2S < CH3SH < CS2 < С7Н16 < Н2О. Отсюда видно,
в частности, что ДМЭПЭГ наряду с кислыми компонентами хорошо
растворяет углеводороды. Это ограничивает область применения
процесса — без предварительного извлечения тяжелых угле-
водородов он может использоваться только для очистки сухих
газов.
Растворитель ДМЭПЭГ обладает высокой селективностью и
обеспечивает избирательное извлечение сероводорода в присут-
ствии СО2. Указанная особенность имеет важное практическое
значение, так как в этом случае, используя две ступени очистки,
можно получить на первой ступени хорошее сырье для производ-
ства серы (кислые газы будут иметь высокую концентрацию H2S)
и на второй ступени — хорошее сырье для производства товарного
диоксида углерода. Поэтому процесс Селексол может оказаться
достаточно эффективным при необходимости одновременного про-
изводства обоих продуктов. Эффективность процесса возрастает
с увеличением рабочего давления и содержания сероводорода и
СО2 в исходном газе (при 15,6 °C и 6,9 МПа растворимость H2S
в 9,6 раза выше, чем СО2). Процесс Селексол обладает высокой
гибкостью — содержание кислых компонентов может изменяться
в исходном газе в широких пределах без ухудшения качества
очистки. Расход абсорбента — примерно 1 м3 на 1000 м3 исходного
сырого газа. При очистке газа по методу Селексол CS2 извлекается,
как правило, не более 50%. Технологический режим процесса
абсорбции на установках Селексол: температура колеблется на
Рис. III.18.
Технологическая схема процесса Селексол:
1 — абсорбер; 2 — регенератор I ступени; 3 — регенератор II ступени; 4 — теплообмен-
ник; 5 — паровой подогреватель: 6, 7 — компрессоры I — сырой газ; II — очищенный
газ; III — насыщенный абсорбент; IV — частично регенерированный абсорбент; V —
водяной пар; VI — регенерированный абсорбент; VII — кислые н другие газы на про-
изводство серы; VIII — газ регенерации на топливо.
151
разных объектах от 10 до —15 °C, давление поддерживается, как
правило, в пределах 6,8—7 МПа.
Регенерация абсорбента при грубой очистке газа осуществля-
ется без подвода тепла путем многоступенчатого снижения давле-
ния в системе. При тонкой очистке газа (например, до содержания
СО2 0,5% об. и менее) регенерацию осуществляют путем дроссели-
рования давления и подвода тепла, а в некоторых случаях —
для обеспечения глубокой отпарки извлекаемых компонентов —
в кубовую часть отпарной колонны подают воздух, природный
или другой, инертный в данном случае газ. Энергию, которая
получается при дросселировании раствора, используют для
производства холода и привода насосов и компрессоров. Для
реализации процесса Селексол требуются значительно меньшие
эксплуатационные и капитальные затраты, чем для МЭА-про-
цесса: эксплуатационные затраты снижаются на 30%, капиталь-
ные— на 70%. Технологическая схема процесса Селексол при-
ведена на рис. III. 18.
Процесс Пуризол [18, 42, 59—67]. В качестве абсорбента ис-
пользуют N-метилпирролидон (NMP), который имеет следующие
физико-химические свойства:
Температура, °C
кипения................ 275
плавления............... 24
Плотность при 20 °C, кг/м® 1000
Молекулярная масса ... 99
Вязкость при 20 °C, Па-с 1,87
Давление насыщенных па-
ров при 40 °C, Па . . . . 133,3
Теплоемкость при 20 °C,
кДж/(кг-К) .............. 1,67
N-метилпирролидон не токсичен, хорошо растворяет серо-
водород, СО2, RSH и углеводороды, поглощает пары воды, не
обладает коррозионным воздействием, химически стабилен, легко
разлагается при биологической очистке сточных вод, характери-
зуется высокой селективностью и обеспечивает избирательное
извлечение сероводорода в присутствии СО2 (при 20 °C и 0,1 МПа
растворимость H2S в 10 раз выше, чем СО2). При наличии в системе
жидких углеводородов N-метилпирролидон может вспениваться.
В связи с высоким давлением насыщенных паров N-метилпирроли-
дона потери его при отсутствии специальных мер, могут достигать
значительной величины; для снижения потерь NMP очищенный
газ промывают на установках Пуризол водой.
Процесс разработан фирмой Лурги. Первая промышленная
установка построена в ФРГ в 1963 г. для очистки природного газа
от СО2 и H2S (производительность по газу — 50 тыс. м3/ч, по сере —
4,2 т/ч). Пуризол-процесс используют для грубой и тонкой очистки
сухих газов от H2S и СО2 при различной их концентрации в исход-
ном сырье. В связи с высокой селективностью растворителя NMP
кислые газы установок Пуризол имеют достаточно высокое соотно-
шение H2S : СО2, поэтому их можно использовать для производства
серы по методу Клауса. В зависимости от содержания СО2 и H2S
и необходимой глубины очистки абсорбция кислых компонентов
152
Технологическая схема процесса Пуризол:
/ — абсорбер; 2 — холодильник; 3, 4, 5 — сепараторы высокого, среднего и низкого дав-
ления; 6,7 — теплообменники; 8 — отпарная колонна. / — сырой газ; // — циркуля-
ционный газ с высоким содержанием H2S и СО2; //7 — очищенный газ; IV — хладо-
агент; V — насыщенный абсорбент; VI, VII — экспанзерный газ на топливо; VIII —
частично регенерированный абсорбент; IX — теплоноситель; X — кислые и другие газы;
XI — природный газ (подается для улучшения [отпарки H2S и СО2); [XII — регенери-
рованный абсорбент.
осуществляется на этих установках в одну или две ступени. Техно-
логический режим процесса абсорбции: температура исходного
абсорбента 20—28 °C, температура сырого газа колеблется на
разных объектах от 0 до 15 °C, давление поддерживают в пределах
5—7,5 МПа.
Регенерация абсорбента при грубой очистке газа осуществля-
ется, как правило, без подвода тепла путем многоступенчатого
снижения давления в системе, а при тонкой очистке газа (напри-
мер, до содержания H2S 5,7 мг/м3 и менее) путем дросселирования
давления и подвода тепла. В некоторых случаях для обеспечения
глубокой отпарки кислых компонентов растворитель регенерируют
при низком остаточном давлении, а в кубовую часть колонны-
регенератора подают инертный газ (азот, воздух и др.). Экспан-
зерный газ I ступени регенерации рециркулирует в системе, так
как он состоит в основном из легких углеводородов и кислых компо-
нентов. Очищенный газ, выходящий из абсорбера, содержит рас-
творитель NMP, поэтому он поступает в специальную колонну,
орошаемую водой, где из газа извлекается растворитель (после
соответствующей регенерации водного раствора N-метилпирроли-
дон возвращается в систему). На рис. III. 19 приведена принци-
пиальная технологическая схема установки Пуризол, применяе-
мая для очистки газа с высоким содержанием H2S (4—34% об.) и
сравнительно небольшим содержанием СО2 (6—11% об.). Блок
водной промывки очищенного газа на схеме не приводится.
В 1978 г. на Новочеркасском заводе синтетических продуктов
введена в действие первая отечественная установка Пуризол,
предназначенная для тонкой очистки природного газа от меркап-
танов [71 ]. Содержание меркаптанов в исходном газе — 80—
153
250 мг/м3, в очищенном газе — 1—2 мг/м3 (в расчете на серу).
Основные показатели процесса: производительность по газу
36 тыс. м3/ч; объем циркулирующего растворителя 20—30 м3/ч;
давление в абсорбере 1,0 МПа; температура растворителя на входе
в абсорбер 30—35 °C; давление в десорбере 0,5 МПа; температура
низа десорбера 130—140 °C. (Растворитель регенерируют в наса-
дочном колонном аппарате.) В низ десорбера для улучшения от-
парки меркаптанов подают водяной пар или очищенный природ-
ный газ. Расход пара до 2,5 т/ч, расход растворителя (потери,
унос и др.) — менее 0,1 кг/1000 м3 газа. Диаметр абсорбера 2,7 м,
высота 2,6 м. Общее число тарелок в абсорбере 30, из них 5 тарелок
находится в верхней секции, предназначенной для улавливания
растворителя, который уносится очищенным газом из основной
абсорбционной секции. Диаметр десорбера 1,2 м, высота 1,7 м [71 ].
Процесс Сульфинол [22, 63—70]. В качестве абсорбента ис-
пользуют смесь водного раствора диизопропаноламина с сульфо-
ланом (циклотетраметиленсульфон), названную сульфинолом: 30%
диизопропаноламина (этот компонент получил наибольшее приме-
нение), 64% сульфолана и 6% вода. Состав абсорбента может
изменяться в зависимости от качества исходного газа. Физико-
химические свойства диизопропаноламина и сульфолана приво-
дятся ниже [27, 28]:
Температура, °C
кипения ..........................
застывания....................
Плотность при 25 °C, кг/м3.......
Молекулярная масса...............
Вязкость, Па-с ..............
Давление насыщенных паров при 20 °C,
Па ..............................
Сульфинол хорошо растворяет
углеводороды; он химически и термически стабилен, имеет низкую
теплоемкость и давление насыщенных паров, может быть исполь-
зован для комплексной очистки сухих газов от «нежелательных»
серо- и кислородсодержащих соединений, позволяет производить
тонкую очистку газов от меркаптанов и от сероуглерода одновре-
менно (степень извлечения меркаптанов 95%); при взаимодействии
с СО2 сульфинол незначительно деградирует с образованием
диизопропанол-оксазолодона, который имеет щелочную реакцию
и хорошо растворяет кислые газы (допустимое содержание его
в абсорбенте 10%). Наличие в сыром газе СО2 не приводит к боль-
шим потерям сульфинола — на промышленных установках разло-
жение сульфинола в 4—8 раз меньше, чем моноэтаноламина [28,
69]. Продукты разложения легко удаляются из системы в резуль-
тате того, что до 0,05% регенерируемого раствора подвергается
специальной очистке. Поглощающая способность сульфинола при-
мерно в 2 раза выше, чем раствора моноэтаноламина [52].
154
паноламин Сульфолан
248 288
42 8—10
— 1,27
133 2
0,192 (при 48 °C) 0,99-10-2
(при 25 °C)
1,33 —
H2S, СО2, RSH, COS, CS, и
Таблица Ш.4. Эффективность очистки природных газов
различного состава с помощью растворителя сульфинол
(давление в абсорбере 7 МПа, температура 43 °C) [67]
Показатели Газ А Газ В Газ Д
Производительность по сырому газу, 2,83 2,83 2,83
тыс. м3/ч НА
Расход абсорбента, л/м3 сырого газа Состав сырого газа, % об. 2,85 3,36 4,58
H2S 0,65 20,1 51,5
со2 8,73 2,0 3,5
СН4 87,9 71,5 25,8
с2н„ 0,35 2,0 5,8
CgHg — 1,7 3,2
2с4 — 1,1 1,6
Л С6+Высшие — 0,2 —
n2 2,37 1,4 8,6
Соотношение H2S : СО2 в сыром газе Содержание в сыром газе, мг/м3 0,07 10,0 14,7
COS 68,7 167,2 192,4
RSH 48,1 34,3 71,0
Содержание в очищенном газе
СО2 %, об. 1 1 1
H2S, мг/м3 5,7 5,7 5,7
COS и RSH, мг/м3 1 1 1
Концентрация кислых газов в насы- 33 67 12
щенном абсорбенте, м3/м3 Расход пара на регенерацию абсор- 93 127 132
бента, кг/м3 абсорбента
Процесс разработан фирмой Шелл (США). Первая промышлен-
ная установка введена в действие в США в 1964 г. для очистки
природного газа от сероводорода и СО2. Сульфинол-процесс может
быть использован для комплексной очистки сухих газов от серо-
водорода, СО2, RSH, COS, CS2 и при различной их концентрации
в исходном сырье (табл. III.4).
Наиболее высокие показатели обеспечиваются при соотношении
кислых компонентов в газе H2S : СО2 > 1 и парциальном давлении
их 7—8 МПа. Степень насыщения сульфинола может достигать
85%, что в несколько раз превышает степень насыщения раствора
моноэтаноламина. Поэтому для реализации процесса Сульфинол
требуется меньшая циркуляция раствора и соответственно более
низкие эксплуатационные затраты. Сравнивая эффективность
этих двух растворителей, необходимо отметить, что сульфинол
в отличие от раствора моноэтаноламина обладает высокой погло-
тительной способностью не только при низких, но и при высоких
парциальных давлениях H2S и СО2. При низких парциальных
давлениях они примерно равноценны, а при высоких — сульфинол
155
значительно превосходит моноэтаноламин. Ниже приведены дан-
ные, характеризующие эффективность использования этих раство-
рителей, которые были получены при переводе одной из установок
по очистке природного газа в штате Техас (США) с моноэтанол-
амина на сульфинол [65]:
МЭА * Сульфинол
Производительность по сырому газу, тыс. м3/ч Расход абсорбента, л/м3 сырого газа м3/ч 28,75 2,23 64 41,25 1,84 76
Состав сырого газа, % об.
H2S 1,6 1,6
Сб2 6,9 6,9
СН4 81,57 81,57
СзНб 5,82 5,82
С3н8 1,85 1,85
2С4 1,03 1,03
S ^5+ВЫСШИе 0,73 0,73
N2 Соотношение H2S : СО2 в сыром 0,5 0,5
газе Содержание в сыром газе, млн-1 0,23 0,23
RSH 19 19
COS . . '7 7
Содержание в очищенном газе,
млн 1
H2S 13,7 2,3—13,7
СО2 (% об.) 0,1 Нет данных
RSH Нет данных То же
COS Содержание углеводородов в ки- То же »
слых газах, % об. ...... Концентрация кислых газов в на- сыщенном абсорбенте, м3/м3 аб- » 1,9 **
сорбента 33,5 45
* Использовался 22%-ный водный раствор МЭА.
** В том числе 95% ароматических углеводородов, содержащихся в исходном
сыром газе.
Из этих данных следует в частности, что даже при небольшом
содержании в газе H2S и СО2 более выгодно использовать процесс
Сульфинол. Для реализации этого процесса требуются меньшие
эксплуатационные и капитальные затраты (общий расход пара
снижается по сравнению с МЭА-очисткой в 2 раза, капитальные
вложения — в 1,3 раза). Практика показывает, что оборудование
и установки, предназначенные для МЭА-очистки, можно легко
приспособить для проведения'процесса Сульфинол. При этом
производительность установок может быть значительно увеличена.
Технологические схемы и режимы процессов Сульфинол и МЭА-
очистки" не различаются между собой. В процессе Сульфинол
давление в абсорбере определяется, как правило, давлением
поступающего газа — чем выше давление, тем эффективнее проте-
кает процесс очистки; особенно большой эффект от повышения
156
Таблица III.5. Влияние давления и состава газа на кратность
циркуляции абсорбента в процессе Сульфинол
(составы сырья приведены в табл. 111.4)
Давление, МПа Кратность циркуляции абсорбента при очистке газа различного состава, л/ма сырого газа
Газ А Газ В Газ Д
0,7 3,9 6,43 12,5
3,5 2,98 3,9 6,38
7,0 2,88 3,4 4,58
давления достигается при высоком содержании H2S и СО2 в исход-
ном сырье (табл. III.5). Сырой газ и растворитель подают в абсор-
бер при положительных температурах (30—50 °C), растворитель
регенерируют в две ступени — в сепараторе путем снижения
давления и в колонне путем подвода тепла (давление 0,17 МПа,
температура в нижней кубовой части колонны 65—70 °C).
ВЫБОР РАСТВОРИТЕЛЯ ДЛЯ ОЧИСТКИ ГАЗА
ОТ СЕРОВОДОРОДА И ДИОКСИДА УГЛЕРОДА
В результате обобщения опыта работы промышленных установок
специалисты фирмы Флюор Корпорейшен [26] разработали
диаграммы для выбора процессов очистки газа от H2S и (или) СО2
(рис. III.20—III.23). Рабочие площади на этих рисунках очерчи-
вают области применения процессов очистки газа при различных
парциальных давлениях H2S и (или) СО2 в сыром и очищенном
газах. Все диаграммы составлены применительно к условиям
очистки газа, в составе которого имеется только H2S и (или) СО2,
т. е. они отражают наиболее простые варианты, встречающиеся
в практике. Однако, зная характер других примесей и возможные
последствия от взаимодействия их с растворителями, эти диа-
граммы можно использовать и для ориентировочного выбора
процесса очистки газа более сложного химического состава (выб-
ранный таким образом вариант может быть положен в основу
детального технико-экономического анализа). Ниже изложены
рекомендации по выбору процесса [26].
1. Очистка газа от СО2 в отсутствие H2S (см. рис. II 1.20).
Такой случай может быть при переработке природного и других
газов. Из диаграммы следует в частности, что при низких пар-
циальных давлениях диоксида углерода в сыром газе (до 0,07 МПа)
целесообразно использовать алканоламиновые растворители; при
парциальных давлениях от 0,07 до 0,7 МПа — алканоламиновые
абсорбенты, горячий поташ или физические растворители; при
парциальном давлении более 0,7 МПа — физические раствори-
тели, комбинации их с аминами или горячим поташем.
157
ПарЦиальноедавление СОгв очищенном газе, Парциальное давление H2S в очищенном
МПа ‘ газе, МПа
Рис. III.20.
Диаграмма для выбора процесса очистки газа от СО2 в отсутствие H8S:
1 — физические растворители плюс амины*. II — физические растворители или физи-
ческие растворители плюс амины или горячий поташ; 111 — физические растворители;
IV — физические растворители или активированный поташ; V — активированный го-
рячий поташ иля ингибированные концентрированные амины; VI — активированный
горячий поташ или амины; VII — амины.
Рис. III.21.
Диаграмма для выбора процесса очистки газа от H.S в отсутствие СО2:
I — процессы Эконамин, Селексол, Сульфинол или диэтаноламин высокой степени
насыщения; // — физические растворители; II/ — физические растворители или про-
цесс Сульфинол; IV — диизопропаноламин, процессы Эконамин, Сульфинол или ди-
этаноламин высокой степени насыщения; V — амины; процессы Стретфорд, Сульфинол
или Ветрококк — H2S; VI — процессы Стретфорд или Ветрококк — H2S.
2. Очистка газа от H2S в отсутствие в газе СО2 (см. рис. 111.21).
Такая проблема встречается при переработке природного, нефтя-
ного и других газов. Из диаграммы следует в частности, что при
низких парциальных давлениях сероводорода в сыром и очищен-
ном газах рекомендуются процессы Стретфорд и Ветрококк —
H2S; при средних парциальных давлениях первое место начинают
занимать алканоламиновые процессы; при парциальных давлениях
более 0,4 МПа рекомендуются в основном физические растворители
или комбинации их с другими абсорбентами.
3. Очистка газа от H2S и СО2 (см. рис. II 1.22). Наличие H2S
и СО2 вносит в решение задачи определенные трудности, так как
при выборе растворителя необходимо обеспечить требуемую
степень очистки газа и благоприятное соотношение H2S : СО2
в кислых газах, предназначенных для производства серы на уста-
новках Клауса. Поэтому в данном случае при выборе растворителя
могут быть определенные отклонения от варианта, принятого по
представленной на рис. III.22 диаграмме. Следовательно, при
наличии в газе H2S и СО2 даже на предварительной стадии выбора
процесса требуется определенная аналитическая работа, связан-
ная с поиском приемлемого варианта.
158
Рис. III.22.
Диаграмма для выбора процесса очистки газа от СОв и HtS:
I —процессы Эконамнн, Селексол или диэтаноламин высокой степени насыщения: II —
физические растворители; ill — физические растворители илн процесс Эконамин: IV —
активированный горячий поташ, процесс Сульфинол или амины; V — амины или про-
цесс Сульфинол.
Рис. Ш.23.
Диаграмма для выбора процесса селективного извлечения из газа H2S при наличии COt:
/ — процессы Ректизол или Селексол; II — раствор динзопропаноламина; III — про-
цессы Стретфорд или Ветрококк — H2S (или раствор динзопропаноламина).
Из рис. III.22 следует в частности, что при низких парциальных
давлениях СО2 и H2S в сыром газе (до 0,065 МПа) рекомендуется
использовать алканоламиновые растворители или процесс Суль-
финол. Начиная от 0,065 до 0,55 МПа для очистки газов целесо-
образно использовать также активированный горячий поташ,
физические растворители и процесс Эконамин. При парциальном
давлении H2S и СО2 в сыром газе более 0,55 МПа рекомендуются
процессы Эконамин и Селексол, а также процессы, в которых
используются диэтаноламин и физические растворители.
4. Селективное извлечение из газа H2S в присутствии СО2
(см. рис. III.23). Такой случай встречается довольно часто — при
тонкой очистке газа от сероводорода с низким соотношением
H2S : СО2 и необходимости получения кислых газов с высоким
соотношением H2S : СО2 на первой ступени и низким соотношением
этих компонентов на второй ступени очистки (в этом случае
кислые газы первой ступени предназначаются для производства
серы, а кислые газы второй ступени — для производства товарного
диоксида углерода). Из рис. 111.23 следует в частности, что при
низких парциальных давлениях кислых газов в исходном сырье
процессы Стретфорд и Ветрококк обеспечивают тонкую очистку
газа. Однако в связи с известными их недостатками более рацио-
159
нально использовать для этих целей процесс Адип (растворитель
диизопропаноламин), область применения которого распростри;
няется от низких до средних парциальных давлений (до 0,04 МПа)-
при более высоких парциальных давлениях рекомендуется исполь-
зовать процессы Ректизол и Селексол.
Глава 3
ПЕРЕРАБОТКА ГАЗА МЕТОДОМ КОНДЕНСАЦИИ
ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ
Процесс конденсации газа можно охарактеризовать как процесс
изобарного охлаждения (если пренебречь некоторой потерей
давления при прохождении газа по трубопроводам и аппаратам
технологической схемы) до температур, при которых при данном
давлении появляется жидкая фаза. Нефтяной и природный газы
являются многокомпонентными смесями, поэтому фазовые пере-
ходы и критические области в них существенно отличаются от
таковых для чистых веществ.
Для индивидуального вещества существует критическая точка,
которой соответствуют критическая температура и критическое
давление. Причем при температуре выше критической вещество
существует только в однофазном состоянии и никакими сочета-
ниями значений других параметров перевести его в двухфазное
Рис. II 1.24.
Диаграмма давление — температура.
Критическая точка К лежит левее точек М и N.
Рис. Ш.25.
Диаграмма давление—температура.
Критическая точка К лежит между точками М и /V.
160
состояние нельзя. Это значит, что процессы частичного или полного
сжижения однокомпонентного газа путем его компримирования
можно осуществлять только после предварительного охлаждения
газа до температуры ниже критической.
В многокомпонентных газовых смесях и растворах критические
области наблюдаются в широком диапазоне параметров в зависи-
мости от состава. Если рассматривать состояние многокомпонент-
ной системы в координатах Р—Т (рис. III.24, III.25), то для
смеси существуют три разные точки: точка К — критическая
точка, в которой наблюдается тождественность обеих фаз; точка
М, отвечающая максимальному давлению, при котором еще воз-
можно существование двух фаз, и точка N, отвечающая макси-
мальной температуре, при которой еще возможно существование
двух фаз. Эти максимальные значения давления и температуры,
при которых еще возможно существование двух фаз многокомпо-
нентных смесей, называются соответственно критическим давле-
нием и критической температурой конденсации многокомпонент-
ной смеси [72 ].
Температура, соответствующая на диаграмме Р—Т критиче-
скому давлению конденсации, не равна критической температуре
конденсации многокомпонентной смеси.
Взаимное расположение точек М, N и К на диаграмме Р—Т
зависит от состава смеси. Для углеводородных смесей точка К,
как видно из рис. III.24 и II 1.25, может лежать между точками М
и N и левее точки М. Сплошной одинарной линией на рисунках
обозначены линии кипения — кривые точек кипения (КТК)',
двойной — сплошной и пунктирной — кривая точек росы (КТР).
На рис. III.24 и III.25 видно, что в незаштрихованных областях
смесь ведет себя как индивидуальное вещество, с той разницей, что
в чистом компоненте фазовые превращения происходят при
постоянных давлении и температуре (рис. III.26), а для смеси —
в интервале температур Ьс (Ь^) (см. рис. III.24 и III.25). Действи-
тельно, при изобарическом повы-
шении температуры от точки а (а^
до точки b (bj соответственно на
рис. III.24 и рис. III.25 — жидкая
фаза не меняет своего состояния. За-
тем в точке b (Ьг) начинается образо-
вание паровой фазы. Между точками
Ь и с (К и cj сосуществуют две фазы —
жидкость и пар. При дальнейшем по-
вышении температуры в точке с (ty)
вся смесь переходит в парообразное
состояние.
Рис. III.26.
Диаграмма давление — объем.
6
Берлин М. А. и др.
Аналогично происходит обратный процесс изобарического
охлаждения от точки d (dj до точки a (flj вне областей АМК
и КМ А.
Процесс изотермического сжатия или расширения вне областей,
ограниченных температурами Тк и Ттакже происходит анало-
гично таковому в индивидуальном веществе, с той только разни-
цей, что жидкая фаза образуется (или испаряется) в интервале
давлений, а не при постоянном давлении.
Действительно, при сжатии смеси от точки е (ej до точки
g (gi) (см. соответственно рис. 111.24 и 111.25) вначале газообраз-
ная смесь сжимается, а затем в точке / (Д) начинается процесс
конденсации. Между точками / (Д) и h (1гг) существует двухфазная
система, в точке h. (dj вся смесь переходит в жидкое состояние.
Иначе ведет себя многокомпонентная система в заштрихован-
ных областях. Действительно, если проводить изотермическое
сжатие смеси в интервалах температур, соответствующих темпе-
ратуре критической точки К и критической температуре конден-
сации (Тк и TN), то система ведет себя отлично от индивидуаль-
ного вещества.
В точке k (fej) система находится в паровой фазе; в точке I
(/j) начинается частичная конденсация; в интервале между точками
I и m (/j и mJ существует двухфазная система, в том числе и в точке
т, а затем система снова превращается в однофазную паровую,
несмотря на повышение давления. Этот процесс испарения жидко-
сти, происходящий при повышении давления, называется ретро-
градным испарением [5, 72]. Если процесс вести в обратном
направлении — от точки п (nJ до точки k (fej, то в точке m начи-
нается процесс конденсации, который происходит при изотерми-
ческом расширении. Явление образования жидкости в процессе
изотермического расширения газообразной смеси называется ретро-
градной конденсацией [5, 72].
Аналогичные явления происходят в областях АМК и КМА
при изобарном нагревании или охлаждении смеси. Действительно,
если точка К лежит между точками М и N (см. рис. III.24), то
в процессе нагревания смеси при постоянном давлении от точки о
до точки s смесь вначале находится в жидкой фазе, затем в точке р
начинает кипеть, т. е. появляется паровая фаза, а в точке г снова
переходит в жидкую фазу, несмотря на повышение температуры.
Таким образом, на участке ор существует жидкая фаза, на участке
рг — двухфазная система, на участке rs — жидкая фаза. Это
явление тоже называется ретроградной конденсацией. Причем,
оно наблюдается в процессе изобарного нагревания в указанной
области, если точка К лежит между точками М и ЛЕ
Если вести обратный процесс изобарного охлаждения, то
в области АМК между точками г и р протекает процесс испарения,
несмотря на понижение температуры (ретроградное испарение).
Если точка К лежит левее точек М и А, то при изобарном
нагреве по линии ог, pv гъ sy происходит процесс ретроградной
162
конденсации в области КМ А, а при изобарном охлаждении
(в обратном процессе) в точке р} начинается процесс ретроградного
испарения (при понижении температуры).
В настоящей главе рассматривается процесс конденсации
нефтяных и природных газов вне области критических и закрити-
ческих параметров. Рассмотрим этот процесс подробнее.
Так как индивидуальные составляющие нефтяных и природных
газов (метан, этан и др.) имеют различные температуры конденса-
ции, то при их охлаждении происходит следующее. При снижении
температуры газа наступает момент, когда один из компонентов
(при его парциальном давлении) начинает конденсироваться.
Естественно, что первым сконденсируется компонент, температура
конденсации которого при его парциальном давлении в данной
исходной смеси максимальна. Если предположить равномерное
распределение компонентов в исходной смеси, то вначале выпадут
в виде конденсата преимущественно компоненты с максимальным
значением нормальной температуры конденсации. Углеводородные
газы обладают одной важной особенностью: они растворяются
в углеводородных жидкостях. Поэтому в жидкую фазу переходят
не только те компоненты, которые должны конденсироваться при
данных значениях температуры и парциального давления, но и
другие, даже те, критическая температура которых значительно
ниже температуры смеси в данный момент. Например, смесь, со-
стоящая из 10% мол. метана и 90% мол. пропана в проточной
системе может быть полностью сконденсирована при охлаждении
до 10 °C при Р = 2,0 МПа. Таким образом, метан, критическая
температура которого —82 °C, в присутствии пропана при 10 °C
(температуре значительно выше критической) превращается
в жидкость.
Растворение газа в жидкости, так же как и конденсация
газа, сопровождается выделением тепла. Численное значение
теплоты растворения мало отличается от значений теплоты конден-
сации. По мере снижения температуры увеличивается количество
образовавшейся жидкости и изменяется ее состав: жидкость обога-
щается легколетучими компонентами. Одновременно обогащается
легколетучими компонентами и паровая фаза (по мере конденсации
тяжелых составляющих). При дальнейшем охлаждении смеси этот
процесс будет продолжаться до полной конденсации паровой фазы.
В процессе низкотемпературной конденсации (НТК) газа
охлаждение продолжают лишь до заданной степени конденсации
паровой фазы (исходного газа), которая определяется необходимой
глубиной извлечения целевых компонентов из газа и достигается
с помощью вполне определенной (в зависимости от состава исход-
ного газа и давления в системе) конечной температуры процесса
охлаждения. Эта температура достигается путем подвода расчет-
ного количества холода нужного температурного уровня.
Одной и той же степени конденсации исходного газа можно
достигнуть различными комбинациями значений температуры и
6* 163
давления. С повышением давления в системе, т. е. с повышением
парциального давления каждого компонента, степень конденсации
при постоянной температуре увеличивается и происходит процесс,
аналогичный процессу изобарного охлаждения. Избирательность
процесса конденсации с повышением давления снижается. Интен-
сивность изменения степени конденсации не прямо пропорцио-
нальна изменению давления и температуры. В области небольших
значений степень конденсации быстро изменяется с изменением
величины давления. При дальнейшем увеличении давления интен-
сивность конденсации снижается. То же можно сказать и о влиянии
температуры: степень конденсации компонентов увеличивается
с понижением температуры наиболее интенсивно до определенного
значения (в зависимости от состава исходного газа), ниже которого
скорость конденсации замедляется.
Степень конденсации углеводородов будет увеличиваться в слу-
чае повышения давления процесса конденсации при постоянной
температуре, а также при понижении температуры процесса
в случае постоянного давления. Однако процесс конденсации
в этих двух случаях будет протекать по-разному. При повышении
давления и постоянной температуре степень конденсации будет
увеличиваться с ухудшением четкости разделения углеводородов:
в жидкую фазу вместе с тяжелыми компонентами переходит значи-
тельное количество легких. При понижении температуры процесса
конденсации и постоянном давлении увеличение степени конден-
сации сопровождается более четким разделением легких и тяжелых
углеводородов. При общем увеличении перехода в жидкую фазу
всех компонентов селективность их извлечения сохраняется:
тяжелые переходят в жидкую фазу быстрее.
Ниже приводятся результаты расчетных исследований влияния
давления и температуры на процесс конденсации. Для расчетных
исследований был взят газ с содержанием 600 г/м3 пропана +
+ высшие (применительно к газу Речицкого и Осташкинского
месторождений Белорусской ССР). Состав его приведен ниже:
Состав
газа Ci
% масс. .... 25,7
% мол................45,9
С2 Сз изо‘Сц С4
22,5 25,4 6,2 12,3
21,2 16,4 3,1 6,0
Сб СО2 N2 О2»
4.9 0.5 2.5 1,239
2,0 5,1 0,3 —
Расчеты проводили для давлений от 1,0 до 3,5 МПа и для
температур от 0 до —50 °C. Для этих условий определяли степень
извлечения компонентов газа Сх—С5+Высшие от потенциала в про-
цессе однократной конденсации. Результаты расчетных исследова-
ний приведены на рис. III.27. Как видно из рисунка, при условии
примерно одинаковой степени извлечения пропана как целевого
компонента извлечение легких углеводородов при Р = 1,0 МПа и
t = —40 °C примерно в 1,5 раза меньше, чем при 3,5 МПа и t —
— —10 °C. Это подтверждает положение о том, что с повышением
164
Р=!,ОМПа
Р=г,омпа
Рис. III.27.
Зависимость степени конденсации компонентов от температуры и давления.
давления селективность процесса уменьшается. Указанные иссле-
дования показали, что выбор оптимальных параметров процесса
НТК в зависимости от состава исходного газа и заданной
степени извлечения целевых компонентов является весьма
важным.
Поскольку в схеме НТК на каком-то участке движется двух-
фазная смесь, в этот период происходит процесс массообмена
между газовой (паровой) фазой и жидкостью. Газожидкостная
смесь разделяется в сепараторе. Составы и количество образовав-
шихся фаз рассчитывают, исходя из предположения, что в системе
наступает фазовое равновесие. Однако, судя по результатам иссле-
дований [73, 42 ], покидающие аппарат фазы не находятся в равно-
весии не только по составу, но и по температуре.
Сравнение расчетных и экспериментальных данных показало,
что отбензиненный газ и конденсат на выходе из холодильника-
конденсатора значительно переохлаждены и не находятся в состоя-
нии равновесия, т. е. жидкость является более тяжелой по составу
по сравнению с равновесной, а газ — более легким. Это объясня-
165
Рис. HI.28.
Принципиальная схема переработки газа
методом НТК.
Модули: 1 — компрессор сырого газа; 2 —
узел осушки газа от воды; 3 — источник
холода; 4 ~ сепаратор; 5 — деэтанизатор
(деметанизатор). I — сырой газ низкого
давления; II — сырой газ высокого дав-
ления; III — сыро! газ, осушенный по
воде; IV — охлажденная двухфазная смесь
газа и конденсата; V — сухой газ; VI —
конденсат; VII — широкая фракция лег-
ких углеводородов; VIII — остаточный
газ с верха деэтанизатора.
ется протеканием процессов теплообмена намного быстрее процес-
сов массообмена, особенно в жидкой фазе. Например, содержание
метана в конденсате, полученном в реальном процессе, по сравне-
нию с конденсатом, выпавшим в равновесном процессе, снижается
на 15%, тепловая нагрузка на испаритель-холодильник умень-
шается на 5—10%. Вследствие уменьшения содержания метана
снижаются энергозатраты на последующую деэтанизацию кон-
денсата.
Принципиальная схема переработки газа способом НТК должна
включить в себя следующие узлы (рис. II 1.28): компримирование
газа до требуемого давления; осушку; охлаждение газа до задан-
ной температуры для образования двухфазной смеси; сепарацию
(разделение) двухфазной смеси; сухой газ с верха сепаратора 4
направляют потребителю, жидкую фазу (широкую фракцию угле-
водородов — ШФУ) — на деэтанизацию (деметанизацию) в ко-
лонну 5; деэтанизацию (деметанизацию) образовавшейся жидкой
фазы для получения товарной продукции, так как в зависимости
от получаемых целевых продуктов — этана + высшие или про-
пана + высшие — предельно допустимое содержание этана или
метана в товарной продукции ограничивается.
Если схема НТК предназначена для получения С2+Высшие, то
после узла деметанизации устанавливают этановую колонну,
в которой получают товарный этан. Сам процесс НТК происходит
в узле, состоящем из источника холода и сепаратора. Этот узел
образует одну ступень сепарации. В реальных схемах перед
источником холода обычно включают системы регенеративного
теплообмена, которые служат для использования холода обратных
потоков газа и конденсата с целью уменьшения нагрузки на источ-
ник холода.
Таким образом, в реальных схемах одна ступень конденсации,
как правило, состоит из системы регенеративного теплообмена,
источника холода и сепаратора. Однако могут быть ступени сепа-
рации, состоящие либо только из источника холода и сепаратора,
либо из регенеративного теплообмена и сепаратора (в этом случае
система регенеративного теплообмена выполняет функции источ-
ника холода).
166
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА
МЕТОДОМ НИЗКОТЕМПЕРАТУРНОЙ КОНДЕНСАЦИИ
Краткая классификация схем НТК
Технологические схемы переработки газа по способу НТК могут
классифицироваться по: числу основных ступеней сепарации;
виду источников холода; виду выпускаемого целевого продукта.
По числу ступеней сепарации современные схемы НТК делятся
на одно-, двух- и трехступенчатые. На каждой ступени обяза-
тельно выводится жидкая фаза.
По виду источников холода схемы НТК можно разделить на
схемы: с внешним холодильным циклом; с внутренним холодиль-
ным циклом; с комбинированным холодильным циклом, в которых
источниками холода являются и внешний, и внутренний холодиль-
ные циклы.
Внешний холодильный цикл не зависит от технологической
схемы и имеет собственный хладоагент. В зависимости от вида
хладоагента внешние холодильные циклы можно разделить на две
Группы: с однокомпонентным (или однокомпонентными) хладо-
агентом (хладоагентами); с многокомпонентным хладоагентом
(со смешанным хладоагентом), которым обычно является смесь
легких углеводородов. Внешние холодильные циклы с примене-
нием двух и более однокомпонентных хладоагентов называются
каскадными холодильными циклами.
Во внутренних холодильных циклах холод получают за счет
технологических потоков самой схемы переработки газа. Внутрен-
ние холодильные циклы можно разделить на группы:
с дросселированием технологических жидких потоков; холод
получается в частности за счет дросселирования конденсатов I и
II ступеней конденсации, рефлюксов деэтанизации и деметани-
зации;
с узлом детандирования; холод и низкие температуры получают
за счет термодинамически эффективного процесса изоэнтропийного
расширения газа.
Принципиально возможно применение схем, в которых весь
необходимый для процесса холод получают в результате испаре-
ния внутренних .жидких потоков. Однако схемы с дросселирова-
нием жидких потоков в указанном случае неэкономичны и сложны
в эксплуатации.
Применять турбодетандеры как единственные источники холода
можно лишь для тощих газов и при соответствующем перепаде
давлений. Поэтому такие схемы обычно используют в случае
переработки природных газов с большим избытком пластовой
энергии или на газоконденсатных месторождениях, для эксплуата-
ции которых применяют сайклинг-процесс.
Нефтяные газы обычно перерабатывают по схемам, в которых
внешний пропановый холодильный цикл сочетается с внутренним
167
холодильным циклом. В таких схемах на I ступени охлаждений
газа до температуры порядка —30 °C применяют внешний пропано-
вый холодильный цикл, а на II ступени — для получения более
низких температур — дросселирование жидких потоков, полу-
чаемых в самом процессе, или детандирование частично отбензи-
ненного газа.
По виду выпускаемого целевого продукта схемы НТК делятся
на схемы для получения С2+Высшие и схемы для получения С3+высшпе.
Рассмотрим наиболее типичные технологические схемы перера-
ботки газа по способу низкотемпературной конденсации.
СХЕМЫ НИЗКОТЕМПЕРАТУРНОЙ КОНДЕНСАЦИИ
С ВНЕШНИМ холодильным циклом
Схема одноступенчатой конденсации для получения
Сз+выошие с пропановым холодильным циклом
На рис. III.29 представлена технологическая схема ГПЗ, работаю-
щего по способу НТК- Эта так называемая классическая схема
была впервые применена для переработки газа и получила в даль-
нейшем широкое распространение. На ее основе были разработаны
все существующие модификации схем НТК. Схема имеет один
внешний источник холода — пропановый холодильный цикл и
один узел разделения (сепарации) двухфазной смеси.
Газ по указанной схеме перерабатывают следующим образом.
Сырой газ из трубопровода поступает во входной сепаратор 1,
где он очищается от механических примесей и капельной жидкости
(нефть, конденсат, вода и др.).
После предварительной очистки в сепараторе 1 сырой газ посту-
пает в компрессор 2, где в современных схемах дожимается до дав-
ления 3,0—4,0 МПа и более. Сжатый газ охлаждается до темпера-
туры порядка —204—35°C последовательно в воздушном холодиль-
нике 3, теплообменниках 4 и 5 за счет холода потоков сухого газа и
конденсата из сепаратора 7. Затем в пропановом испарителе 6 газ
частично конденсируется и поступает в сепаратор 7, где отделя-
ются сконденсированные углеводороды. С верха сепаратора 7
выходит сухой газ, который после регенерации его холода в тепло-
обменнике 4 дожимается и подается в магистральный газопровод.
Рис. 111.29.
Схема установки одноступенчатой
НТК:
/, 7 — сепараторы; 2 — компрессор
3 — воздушный холодильник; 4,
5 — теплообменники; 6, 10 — про-
пановые испарители; 8 — деэтани-
затор; 9 — рефлюксная емкость;
11 — рибойлер. 1 — сырой газ;
// — сухой газ; 111 — ШФУ (ши-
рокая фракция углеводородов).
168
Рис. 111.30.
Поточная балансовая схема установки одноступенчатой НТК с пропановым холодиль-
ным циклом
Состав потоков, % масс. I II III IV V VI
сн4 61,49 79,13 77,83 11,02 — 57,50
с.н„ 8,52 8,51 10,17 8,54 2,68 33,50
С3н„ 16,03 8,96 8,96 35,04 41,15 8,98
кзо-С4Н10 3,42 1,11 1,04 9,63 11,90 0,02
rt-C4 Н1 о 7,04 1,78 1,66 21,19 26,22 —
нзо-СаН10 1,72 0,19 0,06 5,84 7,24 —
м-Са Н 1 2 1,89 0,16 0,14 6,56 8,12 —
С.н14 1,89 0,16 0,14 2,17 2,69 —
2’ кг/ч 113 451,4 82 716,3 88 596.4 30 735,1 24 823,5 5 881,4
С низа сепаратора 7 выводится выпавший конденсат и после
регенерации его холода в теплообменнике 5, где он нагревается до
20—30 °C, подается в середину деэтанизатора 8. Верхний продукт
деэтанизатора — смесь метана (20—70% об.), этана (30—75% об.)
и пропана (не более 5% об.) смешивают с сухим газом сепаратора 7
и подают в магистральный газопровод. Нижний продукт деэтани-
затора — широкая фракция углеводородов (ШФУ), представляю-
щая собой смесь пропана и более тяжелых углеводородов (С3+ВЕ>1Сшие),
используют для производства пропана, бутанов, пентанов и газо-
вого бензина или бытового газа и газового бензина (С5+Высшие).
Разделение ШФУ проводится на специальных газофракциони-
рующих установках, которые могут быть в составе газоперераба-
тывающих, нефтеперерабатывающих или нефтехимических пред-
приятий. Балансовая схема переработки газа описанным способом
представлена на рис. III.30. Блок деэтанизации является одним
из основных агрегатов установки низкотемпературной конденса-
ции, от эффективной его работы зависит качество продукции и
в значительной степени экономика процесса. Повышенное содержа-
ние пропана в газе деэтанизатора приводит к потере товарной
продукции, содержание этана в нижнем продукте деэтанизатора
более 2—3% масс, приводит к производству некондиционного
пропана или пропан-бутановой фракции на газофракционирующих
установках (ГФУ).
169
Эффективность работы деэтанизатора зависит от технологиче-
ского режима процесса — наиболее выгодный режим нужно
выбирать на основе оптимизации процесса по ряду параметров
(давление, температура питания, температура верха и низа ко-
лонны и др.). Известно, что чем выше давление в деэтанизаторе,
тем при более высокой изотерме может работать холодильник 10
(см. рис. Ш.29); следовательно, повышением давления можно
снизить энергетические затраты на охлаждение верхнего продукта
деэтанизатора. Однако повышение давления потребует увеличения
температуры низа колонны, а это будет связано с дополнительными
затратами тепла. При понижении давления в деэтанизаторе
наблюдается обратная закономерность.
Деэтанизатор представляет собой ректификационную колонну
с 10—12 т. т. В последнее время в качестве контактных устройств
в деэтанизаторах применяют клапанные тарелки, обычно 30 шт.;
давление в колонне, как правило, поддерживают 3,0—3,5 МПа.
С одной стороны, в условиях переработки газа методом НТК под
давлением 4,0 МПа и более поддержание такого давления не
требует дополнительных энергозатрат, с другой — такое давление
в деэтанизаторе позволяет для охлаждения верха колонны при-
менять пропановый холод. Использование более высокого давле-
ния нецелесообразно, так как при этом ухудшаются условия разде-
ления. Давление 3,5 МПа составляет примерно 0,8 от критического
давления для нижнего продукта деэтанизатора. При указанном
давлении температурный режим деэтанизатора поддерживается
примерно следующий: температура наверху колонны от 0 °C
до —30 °C, температура внизу колонны 90—120 °C.
Схема одноступенчатой НТК для получения С3+высшие
с пропановым холодильным циклом и предварительной
деэтанизацией ШФУ
Вследствие недостаточной селективности одноступенчатого про-
цесса НТК значительные энергетические затраты приходятся на
процесс деэтанизации. При этом энергия расходуется на процесс
конденсации (растворения) легкокипящих компонентов (в схемах
с извлечением С3+Высшие — это метан + этан), а затем на отпарку
в процессе деэтанизации сконденсировавшихся легких компонен-
тов. Поэтому в последние годы в схемах одноступенчатых НТК
с извлечением С3+высшие широко применяют узел предварительной
деэтанизации, в котором этан частично отпаривают за счет регене-
рации тепла сырого газа вне колонны-деэтанизатора.
Технологическая схема процесса одноступенчатой низкотемпе-
ратурной конденсации с узлом предварительной деэтанизации
представлена на рис. III.31. В отличие от схемы НТК, показанной
на рис. III.29, конденсат из сепаратора 7 подается насосом (на
рисунке не показан) в регенеративный теплообменник 5, где
подогревается за счет потока сырого газа. Оттуда конденсат посту-
170
Рис. III.31.
Схема НТК с предварительной де-
этанизацией :
1 ~ компрессор; 2 — воздушный
холодильник; 3, 4, 5 — теплообмен-
ники: б, 11 — пропановые испари-
тели; 7,8 — сепараторы; 9 — деэта-
низатор; 10 — рефлюксная емкость;
12 — рибойлер. / — сырой газ; 11—
сухой газ; 111 — широкая фрак-
ция углеводородов.
пает в сепаратор 8, где насосом поддерживается такое давление, при
котором образовавшаяся паровая фаза с верха сепаратора может
быть подана в поток сырого газа перед пропановым испарителем 6.
В результате подогрева конденсата в сепараторе 8 отпаривается
часть легких компонентов, в основном Q + С2 и в какой-то
степени С3, которые направляются с верха сепаратора в поток
сырого газа перед пропановым испарителем. Частично деэтанизи-
рованный конденсат с низа сепаратора 8 через регенеративный
теплообменник 4 проходит в колонну-деэтанизатор 9.
Таким образом, в деэтанизатор поступает более утяжеленное
сырье и в меньшем количестве, чем по обычной схеме НТК. Это
позволяет повысить температуру верха деэтанизатора и уменьшить
количество холода, необходимого на проведение процесса деэтани-
зации, а также уменьшить количество тепла, необходимого для
отпарки легких компонентов в низ колонны. С другой стороны,
возрастает количество холода, затрачиваемое на охлаждение газа
перед первым сепаратором 7 вследствие необходимости охлаждения
газов рециркуляции из второго сепаратора. Но при этом увеличи-
вается температурный уровень холода, подводимого на верх
деэтанизатора, что дает основной энергетический выигрыш.
Количество холода, подводимого перед сепаратором и на верх
деэтанизатора, а также количество тепла, подводимого в низ
деэтанизатора, при переработке газа данного состава зависит от
температуры, до которой подогревается конденсат в теплообмен-
нике 5. Поэтому при расчете схем НТК с предварительной деэта-
низацией необходимо найти оптимальную температуру подогрева
конденсата во втором сепараторе в зависимости от состава сырого
газа и параметров процесса. Например, для газов, содержащих
более 450 г/м3 С3+ВЬ1(.шие, расчетами было установлено, что оптималь-
ной температурой подогрева конденсата является 0 °C.
Схема одноступенчатой НТК для получения
с холодильным циклом на смешанном хладоагенте
В схемах НТК наряду с холодильными циклами, в которых цирку-
лируют однокомпонентные хладоагенты (этан, этилен, пропан и
др.), можно использовать холодильные установки с хладоагентом
171
из смеси углеводородов (метан, этан, пропан, бутан и др.) — так
называемый смешанный хладоагент.
Применение смешанного хладоагента позволяет за счет испаре-
ния легких компонентов получить температуры значительно ниже
изотермы испарения пропана и тем самым достигнуть более глубо-
кого извлечения целевых компонентов. При этом параметры холо-
дильного цикла выбирают таким образом, чтобы после сжатия
в холодильной машине и охлаждения обратными потоками сухого
газа хладоагент полностью конденсировался.
Все схемы с холодильным циклом на смешанном хладоагенте
можно разделить на две группы: 1) с хладоагентом постоянного
состава, приготовленным на стороне; 2) с хладоагентом, полу-
чаемым непосредственно на установке, — состав его может не-
сколько меняться в зависимости от изменения состава исходного
сырья. В отличие от схем с внутренним холодильным циклом,
в схемах со смешанным хладоагентом последний циркулирует
в холодильном контуре по замкнутой схеме: компрессор — воздуш-
ный (водяной) холодильник — испаритель — компрессор, и его
потери систематически восполняются. Таким образом, холодиль-
ный цикл со смешанным хладоагентом является внешним холодиль-
ным циклом. Более сложна схема, по которой смешанный хладо-
агент получают непосредственно на установке. Схема с примене-
нием смешанного хладоагента, получаемого со стороны, практи-
чески ничем не отличается от обыкновенной схемы одноступенчатой
НТК с внешним пропановым холодильным циклом. Поэтому ниже
будет рассмотрен более сложный вариант.
Первая схема со смешанным хладоагентом разработана в СССР
применительно к процессу сжижения природных газов [75].
В этой схеме хладоагент испаряли последовательно в нескольких
испарителях (т. е. хладоагент как бы фракционировался), фракции
компримировались одним компрессором. Дальнейшие исследова-
ния показали, что при определенном составе хладоагента необхо-
димый уровень температур можно получить при одноступенчатом
его испарении. Это позволяет упростить схему и повысить эффек-
тивность холодильного цикла.
Экспериментальные исследования холодильного цикла со сме-
шанным хладоагентом применительно к условиям низкотемпера-
турной переработки были проведены во ВНИИгаз [76]. В процессе
исследований определяли дроссель-эффект для различных составов
хладоагента, диапазон рабочих давлений в холодильном цикле,
возможность подпитки хладоагента смесью легких углеводородов.
В качестве хладоагента использовали ширококипящие многоком-
понентные смеси, содержащие (в % об.): метана 36,7—51,9; этана
36,5—40,4; пропана 8,1—15,5; изобутана 0,4—0,7; н-бутана 2,9—
7,4. Давление в системе холодильного цикла выбирали, исходя из
условия использования установок для промысловой подготовки
газа. Поэтому опыты проводили в основном при начальном давле-
нии около 6,0 МПа с понижением его после дросселя до 3,0 АШа.
172
Анализ экспериментальных данных показал, что при такой степени
сжатия температура рабочей смеси после дросселирования может
достигать от —73 до —100 °C. Было установлено, что для достиже-
ния температуры —50 °C расход энергии на компримирование
смешанного хладоагента примерно на 15—-18% ниже, чем при
использовании в качестве хладоагента чистых индивидуальных
компонентов.
Во ВНИПИгазопереработке были проведены расчетные иссле-
дования с целью определения возможности переработки нефтяных
газов по методу НТК для глубокого извлечения пропана с приме-
нением холодильного цикла на смешанном хладоагенте, полу-
чаемом непосредственно на ГПЗ. Критериями при подборе состава
хладоагента являлись его удельная холодопроизводительность и
заданный уровень температур при принятой разности их на холод-
ном конце холодильника-испарителя. Для облегчения выбора
компрессорного оборудования при реализации холодильного цикла
на смешанном хладоагенте была выбрана смесь углеводородов
с молекулярной массой, равной молекулярной массе пропана.
На рис. II 1.32 приведена схема процесса НТК нефтяного газа
с холодильным циклом на смешанном хладоагенте, положенная
в основу указанного исследования. Мощность (расчетного объекта)
по газу 1 млрд. м3/год, извлечение пропана 84%. Состав исходного
нефтяного газа (в % об.): С4 81,09; С2 6,06; С3 7,78; изо-С4 1,26;
н-С4 2,59; изо-С3 0,51; н-С3 0,56; CG 0,15.
Согласно схеме, компримированный до 3,7 МПа нефтяной газ
проходит воздушный холодильник 2, теплообменник 3, испаритель
смешанного хладоагента 7 и охлаждается в них до —60 °C. Обра-
зовавшаяся при этом двухфазная смесь разделяется в сепараторе
10 — сухой газ после регенерации холода в теплообменнике 6
направляется потребителям, а конденсат разделяется на два по-
Рис. III.32.
Схема НТК с холодильным циклом на смешанном хладоагенте:
1,4 — компрессоры; 2,5 — воздушные холодильники; 3,6,9— теплообменники; 7 —
холодильник-испаритель смешанного хладоагента; 8, 10 — сепараторы; 11 — деэтани-
затор; 12 — рефлюксная емкость; 13, 14 — дроссели. 1 — сырой газ; 11 — сухой газ;
111 — широкая фракция углеводородов.
173
тока, один из которых подается на верхнюю тарелку деэтаниза-
тора 11, другой нагревается в теплообменнике 6 хладоагентом и
подается в среднюю часть деэтанизатора. Газ из деэтанизатора
после регенерации холода в теплообменнике 3 направляется
потребителям, широкая фракция углеводородов выводится с низа
деэтанизатора и после регенеративного теплообменника 9 подается
в товарный парк. Часть конденсата из сепаратора 10 может идти
на получение смешанного хладоагента. Эта доля конденсата
нагревается в теплообменнике 9 нижним продуктом деэтанизатора
до 20—45 °C, частично испаряется и разгазируется в сепараторе 8,
дросселируется в дроссельном устройстве 13 до давления 0,118—
0,125 МПа, полностью испаряется и полученные пары поступают
на прием компрессора 4 холодильного цикла, где используются
в качестве хладоагента.
Схема холодильного цикла предусматривает сжатие паров
хладоагента в компрессоре 4 до 1,1—1,5 МПа, охлаждение, кон-
денсацию и переохлаждение хладоагента до 40—50 °C в воздушном
холодильнике 5, регенеративном теплообменнике 6 и испарителе
7, дросселирование хладоагента в дроссельном устройстве 14
до 0,1—0,125 МПа. После дроссельного устройства хладоагент
с температурой —65 °C направляется в межтрубное пространство
испарителя 7, где используется в качестве рабочей смеси. При
этом хладоагент полностью испаряется, нагреваясь от —65 °C
до 15—20 °C, и за счет этого охлаждает исходный газ, который
прокачивается в трубном пучке испарителя 7. Пары хладоагента
поступают из испарителя 7 на прием компрессора 4.
При расчете холодильного цикла определяются следующие
параметры: удельная холодопроизводительность, количество хла-
доагента, температура его перед дроссельным устройством, моле-
кулярная масса хладоагента, энергозатраты на компримирование
и транспортирование его в системе холодильного цикла.
Ниже для сравнения приводятся результаты расчета основных
показателей одноступенчатых схем НТК, холодильные установки
которых имеют различные хладоагенты (в обоих случаях произво-
дительность объектов НТК принята 1 млрд. м3/год нефтяного
газа):
Одноступенчатая Одноступенчатая
схема НТК с хо- схема НТК
лодильным циклом с пропан-этано-
Температура, °C
подогрева конденсата ....................
хладоагента перед дросселем ........
Холодопроизводительность хладоагента,
кДж/кмоль................................
Количество хладоагента
кмоль/ч..................................
т/ч.................................
Состав хладоагента, % мол.
на смешанном вым холодиль-
хладоагенте * н ы м циклом *
20 45 —
—44 —52 —
7 512 11 154 8 727
2 435,9 1 652,8 2 517,0
108,4 79,0 98,45
14,915 9,54 —
12,793 11,30 —
174
С3 .................................. 36,888 37,02 —
н-С4................................. 25,699 28,70 —
н-С5 ................................ 8,432 11,47 —
Св+высшие............................ 1,273 1,97
Молекулярная масса....................... 44,5 47,8 —
Энергозатраты на сжатие хладоагента,
кВт-ч .................................. 6 240 4 201 4 296
* Давление в схеме 3,43 МПа; температура конденсации —60 °C.
Из приведенных данных видно, что с увеличением молекуляр-
ной массы хладоагента увеличивается его удельная холодопроизво-
дительность. В связи с этим общее количество хладоагента в цикле
сокращается и уменьшаются энергозатраты на его сжатие. Состав
хладоагента можно подобрать таким образом, что его применение
будет экономически более выгодным, чем применение пропан-
этанового холодильного цикла.
Таким образом, использование холодильных циклов на сме-
шанном хладоагенте в схемах переработки нефтяных газов явля-
ется перспективным, оно позволит снизить энергозатраты и упро-
стить аппаратурное оформление процесса.
Схема одноступенчатой НТК с пропановым и этановым
холодильными циклами для получения С2+Высшис
Отличительная особенность схемы (рис. III.33) — наличие на
одной ступени сепарации двух источников холода: пропанового и
этанового холодильных циклов.
По схеме газ последовательно охлаждается и частично кон-
денсируется в воздушном холодильнике 3, регенеративном тепло-
Рис. 111.33.
Схема одноступенчатой НТК с внешним пропановым и этановым холодильными циклами
длн получения С2+ВЬ1Сшие:
/, 4, 10 — сепараторы; 2 — компрессор; 3 — воздушный холодильник; 5 — блок осушки;
6, 8 — регенеративные теплообменники; 7, 12, 15 — пропановые испарители; 9 — эта-
новый испаритель; // — деметанизатор; 13, 16 — рефлюксные емкости; 14 — этановая
колонна. / — сырой газ; 11 — сухой газ; 111 — широкая фракция углеводородов (ШФУ);
IV — товарный этан.
175
обменнике 6, пропановом испарителе 7, регенеративном тепло-
обменнике 8 и этановом испарителе 9 без сепарации жидкой фазы.
Это позволяет существенно улучшить условия, необходимые для
извлечения этана, за счет его растворения в жидких, более тяже-
лых углеводородах, что увеличивает общее извлечение этана.
Вторая отличительная особенность схемы — включение в нее
узла деметанизации и этановой колонны в связи с тем, что схема
предназначена для получения в качестве целевых продуктов
Сг+высшпё- Назначение деметанизатора — удаление из ШФУ всего
метана, предотвратив при этом потери этана. Как правило, демета-
низаторы работают при давлении 3,5—4,0 МПа, температуре
в рефлюксной емкости от —60 до —90 °C. Эта температура в зна-
чительной степени определяется степенью извлечения этана', чем
выше заданная степень его извлечения, тем ниже должна быть
температура в рефлюксной емкости. Температуру внизу деметани-
затора поддерживают обычно равной 20—60 °C. Необходимая чет-
кость разделения продуктов в деметанизаторе достигается нали-
чием 20—25 клапанных тарелок.
При работе деметанизатора должны обеспечиваться следующие
требования по чистоте продуктов:
содержание этана в верхнем продукте не более 5% масс, от
общего содержания этана в сырье колонны;
содержание метана в нижнем продукте не более 2% масс, от
содержания этана в нижнем продукте колонны.
Этановая колонна обычно работает при таком же давлении и
температуре низа, как и деэтанизатор, но при этом температура
верха колонны намного выше — порядка 0—10 °C. Это объясняется
незначительным содержанием метана в сырье, а следовательно, и
в верхнем продукте этановой колонны (не более 2% масс.). Этано-
вая колонна обычно работает с отводом верхнего продукта в паро-
вой фазе, однако в некоторых схемах его ожижают.
Этановая колонна должна обеспечить следующую чистоту про-
дуктов: содержание пропана в верхнем продукте не более 2% масс,
от содержания этана в верхнем продукте; содержание этана
в нижнем продукте не более 2% масс, от содержания пропана
в нижнем продукте.
Схема двухступенчатой НТК для получения С2+ВЬ1СШ1,е
с пропановым и этановым холодильными циклами
Простейшими схемами НТК с каскадным холодильным циклом
являются схемы с применением пропан-этанового или пропан-эти-
ленового холодильного цикла. Обычно эти схемы двухступенчатые:
на I ступени газ окончательно охлаждается за счет холода внеш-
него холодильного цикла, а на II — за счет внешнего этиленового
или этанового цикла. Эти схемы используют либо для глубокого
извлечения пропана (более 80%), либо для извлечения этана и
более тяжелых углеводородов.
176
Рис. Ш.34.
Технологическая схема газоперерабатывающего завода в Западной Виргинии (США):
/ — выходной сепаратор; 2 — осушитель; 3 — фильтр; 4 — система регенеративного
теплообмена и пропановый испаритель; 5,7 — низкотемпературные сепараторы; 6 — си-
стема регенеративного теплообмена и этиленовый испаритель; 5, 15, 19, 23, 29, 36 — реф-
люксные емкости; 9 — этиленовый холодильник; 10 — деметанизатор; //, 16, 21, 25,
31, 39 — рибойлеры; 12 — промежуточная емкость; 13 — деэтанизатор; 14, 33 — про-
пановые испарители; 17 — блок очистки от СО2; 18, 22, 2/, 28, 32, 40 — воздушные хо-
лодильники; 20 — депропанизатор; 24 — дебутанизатор; 26 — теплообменник; 30 —
изобутановая колонна; 34 — емкость для этана; 35 — блок очистки от сернистых соеди-
нений; 37 — подогреватель; 38 — блок очистки бензина; 41 — ректификационная ко-
лонна сдренированного конденсата. 1 — сырой газ; II — этан; III — пропан; IV — изо-
бутан; V — бензиновый остаток; VI — н-бутан; VII — бензин; VIII — сухой газ.
На рис. III.34 представлена технологическая схема газопере-
рабатывающего завода в Гастинге (штат Западная Виргиния,
США) [771. Завод был пущен в эксплуатацию после реконструкции
в 1969 г. и рассчитан на получение С2+Вь|сшие- Мощность завода по
сырью 4,25 млн. м3/сут природного газа (порядка 1,5 млрд, м3 газа
в год). Проектная производительность завода по основным про-
дуктам: этана 162 тыс. т/год, пропана 238 тыс. м3/год, н-бутана
71,2 тыс. м3/год, изобутана 33,3 тыс. м3/год, бензина 71,9 тыс. м3/год.
Для извлечения углеводородов использован метод НТК с примене-
нием пропан-этиленового каскадного холодильного цикла.
Природный газ после очистки в сепараторе 1 от механических
примесей и свободной жидкости поступает в осушитель 2, где на
молекулярных ситах осушается до точки росы —84 °C и затем
очищается в фильтре 3 от пыли.
После регенерации холода обратных потоков в системе регенера-
тивного теплообмена 4 газ охлаждается в пропановом испарителе
до —37 °C (на рисунке схематично показано охлаждение сырого
газа холодным потоком сухого газа и испаряющимся пропаном
в одном аппарате 4). При этом конденсируется примерно половина
извлекаемых углеводородов. Они выделяются в сепараторе 5
177
и подаются в деметанизатор 10. Газ, уходящий из сепаратора 5,
охлаждается до —93 °C в системе регенеративного теплообмена и
этиленовом испарителе 6 последовательно отбензиненным сухим
газом, конденсатом и кипящим этиленом. Жидкая фракция, выпа-
дающая при этом, отделяется в сепараторе 7 и после рекуперации
холода идет в деметанизатор 10, а газ направляется потребителю.
В целом по схеме извлекается примерно 87% этана, около 99%
пропана и практически все более тяжелые углеводороды.
С целью уменьшения потерь этана с газом, уходящим с верха
колонны, при применении этиленового холода давление в демета-
низаторе поддерживается 3,5 МПа, температура верха колонны
поддерживается за счет этиленового холода —-95 °C. По удалению
метана (и если нужно, части этана) жидкие углеводороды с низа
деметанизатора последовательно поступают в аппараты газофрак-
ционирующей части для получения индивидуальных углеводоро-
дов: этана, пропана, изобутана, н-бутана и бензина.
Рассмотренная схема является в основном типичной для заводов
перерабатывающих природный и нефтяной газ и получающих
этан и более тяжелые углеводороды. Газофракционирующие
установки могут сооружаться на каждом заводе, а также центра-
лизованно — одна на несколько ГПЗ. Принципиальной разницы
между каскадными пропан-этиленовым и пропан-этановым холо-
дильными циклами нет. Пропан-этиленовый цикл позволяет полу-
чить несколько более низкую температуру (^К!Ш для этана
—88,65 °C, для этилена —103,71 °C), но преимущество пропан-
этанового цикла в том, что оба хладоагента (и пропан, и этан)
можно получать непосредственно на ГПЗ, а это обеспечивает
большую автономность завода.
Схема трехступенчатой НТК для получения С3+высшие
с пропановым холодильным циклом
В практике газопереработки применяют многоступенчатые схемы
НТК. с применением различных комбинаций холодильных циклов.
В настоящем разделе рассматривается работа многоступенчатой
схемы на примере трехступенчатой НТК с внешним пропановым
холодильным циклом, в котором пропан испаряется на каждой
ступени сепарации на разных изотермах. На первой ступени
конденсации поступающий газ охлаждается до какой-то промежу-
точной температуры, более высокой, чем температура следующей
ступени конденсации, после чего образовавшаяся двухфазная
смесь разделяется на паровую и жидкую фазы. Паровая фаза
поступает на II ступень низкотемпературной конденсации, где
охлаждается до более низкой температуры, которая, однако, выше
конечной. Затем образовавшиеся паровая и жидкая фазы снова
разделяются. Паровая фаза идет на III ступень, где она охлаж-
дается до заданной температуры и разделяется на паровую и
жидкую фазы. Жидкую фазу с каждой ступени выводят и направ-
ляют в деэтанизатор.
178
г
Рис. 111.35.
Схема установки трехступенчатой низкотемпературной конденсации:
Л 6, 8, 9 — сепараторы; 2 — компрессор; 3 — воздушный холодильник; 4 — тепло-
обменники; 5, 7, 10, 13 — пропановые испарители; 11 — деэтанизатор; 12 — рефлюксная
емкость; 14 — рибойлер.
1 — сырой газ; 11 — сухой газ; 111 — широкая фракция углеводородов.
Одно- и многоступенчатые схемы имеют свои достоинства и
недостатки. Как известно из теории процессов испарения и конден-
сации, в результате одноступенчатого процесса образуется больше
жидкой фазы, чем при многоступенчатой конденсации сырья
(при одних и тех же технологических параметрах). Однако в пер-
вом случае в жидкой фазе будет больше легких нежелательных
компонентов (метана и др.), чем во втором, т. е. при одноступен-
чатом процессе селективность разделения на блоке НТК более
низкая. Это приводит к увеличению эксплуатационных затрат на
блоке деметанизации (деэтанизации) ШФУ.
Для сравнения различных вариантов рассмотрим эффективность
одноступенчатой схемы (см. рис. III.29) при 3 МПа и —30 °C и
трехступенчатой схемы НТК (рис. III.35) при 3 МПа и 5 °C на
I ступени, —15 °C на II и —30 °C на III ступени (на схемах блоки
осушки и компримирования газа не приводятся). Производитель-
ность ГПЗ в обоих вариантах принята 500 млн. м3/год нефтяного
газа (состав приведен на с. 164).
Результаты расчетного анализа схем НТК приведены ниже:
Одноступен- Трехступен-
чатая схема чатая схема
Извлечение углеводородов из газа на блоке
НТК, %
СН4 . . . . . . 23,3 14,1
С,Н6 ........ .......................... 68,3 53,6
С;Н8 ................................... 90,2 87,0
Сз+высшие............................... 93,25 91,8
Извлечение Сз+Еысшпе в целом по установке
(с учетом блока деэтанизации), % ... . 92,1 90,5
Расход холода, кДж/ч
всего ................................... 15 429 095 13 817 100
в том числе
на блоке НТК.......................... 7 452 860 8 039 040
на блоке деэтанизации................. 7 976 235 5 778 060
Всего расход тепла, кДж/ч..................... 12 139 000 10 884 000
179
Анализ полученных данных показал, что при переходе от
одноступенчатой к трехступенчатой схеме метана извлекается
в 1,7 раза, этана в 1,26 раза меньше при общем снижении извле-
чения целевых углеводородов (С3+ВЬ1ешие) на 1,6%. При этом на 12%
снижается расход холода, и на блок деэтанизации поступает
меньше метана и этана, чем при одноступенчатой конденсации
исходного газа.
Необходимо иметь в виду, что для реализации процесса много-
ступенчатой конденсации требуется больший объем капитальных
вложений. Сравнение указанных процессов по приведенным затра-
там (этот критерий учитывает величину эксплуатационных и ка-
питальных затрат) показывает, что технико-экономические пока-
затели процессов одно- и трехступенчатой конденсации практи-
чески одинаковы. Поэтому в схемах НТК для извлечения С3+высшпе
с внешним пропановым холодильным циклом более одной ступени
конденсации, как правило, не применяется.
Двух- и трехступенчатые схемы НТК служат для глубокого
извлечения С3+высшие или С2+Вь1сшие. В этих схемах используют либо
каскадные, либо внутренние, либо комбинированные холодильные
циклы.
СХЕМЫ НИЗКОТЕМПЕРАТУРНОЙ КОНДЕНСАЦИИ
С ВНУТРЕННИМИ ХОЛОДИЛЬНЫМИ ЦИКЛАМИ
Для переработки газа с содержанием С3+высшнё не более 70—
75 г/м3 применяют схемы НТК, где единственным источником хо
лода служат турбодетандерные установки, обеспечивающие глубо-
кое извлечение целевых компонентов: этана, пропана и более
тяжелых углеводородов. При переработке природных газов детан-
дерные установки используют пластовую энергию газа, при пере-
работке нефтяного газа его предварительно компримируют для
создания перед детандером необходимого давления. Часто в схемах
с внутренним холодильным циклом наряду с детандированием
частично отбензиненного газа применяют дросселирование жидких
потоков.
Типичная схема газоперерабатывающего завода,
оборудованного турбодетандером
Схема такого завода включает следующие основные узлы
(рис. III.36):
при переработке нефтяного газа — узел компримирования
сырого газа (на заводах США узлы компримирования часто отсут-
ствуют, так как нефтяной газ компримируется непосредственно
на промысле);
осушка газа;
узел регенерации холода и тепла встречных потоков;
узел сепарации высокого давления;
узел турбодетандера с сепарацией низкого давления;
деметанизация сконденсировавшихся жидкостей, если целе-
180
Рис. 111.36.
Типичная схема газоперерабатывающего завода, оборудованного турбодетандером для
достижения высокой полноты извлечения этана и более тяжелых компонентов:
1 — секция осушки (частично молекулярными ситами); 2 — теплообменники; 3— турбо**
компрессор (с приводом от газовой турбины); 4 — сепаратор высокого давления;
5 — турбодетандер; 6 — сепар.атор низкого давления (1,4 —2,8 МПа); 7 — деметанизатор.
/ — сырой газ (7,0 МПа, 27 °C); // — отбензиненный газ (7,0 МПа); III — жидкие про-
дукты (полнота извлечения С2 40 — 70%; С3 95%; с4+ГЬ1Сшие 99%).
выми компонентами являются этан и более тяжелые, и деэтани-
зация конденсата при получении в качестве целевых компонентов
пропана и более тяжелых;
дожатие сухого газа до давления, необходимого для подачи
его в магистральный трубопровод, для чего частично используют
компрессор с приводом от турбодетандера.
Схема двухступенчатой НТК. для извлечения С3+высшие
с турбодетандером и дросселированием жидких потоков
Первый газоперерабатывающий завод с турбодетандером (фирмы
Костал стейтс гэс продъюсинг в Сан-Антонио, штат Техас, США)
был пущен в эксплуатацию в 1964 г. [78 ]. Он был запроектирован
и построен технической компанией Флюор. Производительность
завода по сырому газу 3,7 млн. м3/сут. На заводе в Сан-Антонио
этан не извлекают из-за отсутствия местных потребителей. Извле-
кают 85% пропана от потенциала и практически более тяжелые
углеводороды. Повторное сжатие сухого газа не требуется, так
как он непосредственно поступает в систему газоснабжения
г. Сан-Антонио под абсолютным давлением 2,1 МПа (рис. III.37).
Газ с давлением 5,2 МПа проходит в сепаратор 1, где от него
отделяется капельная жидкость. После сепаратора газ охлаждается
в регенеративных теплообменниках 2, 3 и 4 сухим газом и конден-
сатом из выветривателя 8 до —54 °C и направляется в трехфазный
сепаратор 5. Перед теплообменниками в сырой газ впрыскивают
Рис. III.37.
Схема завода в Сан-Антонио:
1,9 — сепараторы; 2, 3, 4 -—
теплообменники; 5 — трехфаз-
ный сепаратор1, 6 — детандер
и компрессор; 7 — аппарат для
регенерации метанола1, 8 — вы-
ветриватель; 10 — деэтанизатор.
/ — сырой газ; II — сухой газ;
III —деэтанизированный про-
дукт; IV — метанол; V — кон-
денсат.
181
метанол. В трехфазном сепараторе 5 отделяются насыщенный
водой метанол, сконденсировавшиеся углеводороды и газ. Водный
раствор метанола подают на регенерацию в аппарат 7. Сконден-
сировавшиеся углеводороды поступают из сепаратора 5 в вы-
ветриватель 8, где давление сбрасывается до 1,8 МПа, температура
конденсата при этом понижается до —84 °C. Образовавшиеся при
дросселировании газы из выветривателя 8 направляются в линию
сухого газа, а конденсат, пройдя теплообменник 2, поступает
в середину деэтанизатора 10. Газ из сепаратора 5 идет на турбо-
детандер 6, где его давление снижается до 1,8 МПа. Сдетанирован-
ный газ направляется в сепаратор 9, установленный наверху
колонны 10. Газ из сепаратора 9 после рекуперативных теплооб-
менников 3 и 4 дожимается до давления 2,1 МПа компрессором,
установленным на одной оси с турбодетандером 6. С низа деэтани-
затора выходит деэтанизированная широкая фракция углеводо-
родов.
Отличительная черта рассмотренной схемы — получение не-
обходимого количества холода за счет детандирования предвари-
тельно отбензиненного газа и дросселирования конденсата в вы-
ветривателе 8.
Принципиальная схема промысловой установки НТК
с турбодетандером для переработки природного газа
В последнее время в связи с резким увеличением темпов добычи
природного газа в СССР на газоконденсатных месторождениях
широко внедряют установки НТК с турбодетандерами для пере-
работки газа с целью подготовки его к дальнему транспортиро-
ванию.
Исследования, выполненные ВНИПИгазодобычей, показали
большую эффективность турбодетандерных агрегатов (ТДА) по
сравнению с другими схемами подготовки природного газа. Напри-
мер, экономический эффект по всему Уренгойскому газоконден-
сатному месторождению при использовании ТДА вместо глико-
левой осушки, длинноцикловой адсорбционной осушки цеолитами
и силикагелем, короткоцикловой адсорбции определяется в 20 млн.
рублей [79]. Принципиальная схема промысловой установки
НТК с турбодетандером для переработки приведена на рис. II 1.38.
После первичной обработки во входном сепараторе 1 газ охла-
ждается в рекуперативном теплообменнике 2, проходит в сепара-
тор I ступени 3, расширяется, охлаждается и частично конденси-
руется в турбодетандере 4 и поступает в сепаратор II ступени 5.
Из сепаратора газ подается в межтрубное пространство теплооб-
менника 2 и после сжатия в компрессоре 6, находящемся на одном
валу с турбодетандером, направляется в выходной коллектор
(на рисунке не показан), а затем в магистральный газопровод.
Выделившийся в процессе сепарации конденсат поступает на уста-
новку стабилизации.
182
Рис. III.38.
Принципиальная схема промысловой уста-
новки НТК с турбодетандером:
1, 3, 5 — сепараторы; 2 — регенератив-
ный теплообменник; 4 — турбодетандер;
6 — компрессор турбодетандерного агре-
гата.
/ — сырой газ на установку; II — сухой
газ с установки; III — конденсат на уста-
новку стабилизации.
Сравнение турбодетандерной установки по подготовке газа
Уренгойского газоконденсатного месторождения с такой же по
схеме установкой, в которой ТДА заменен пропановым холодиль-
ным циклом, показывает, что капитальные вложения при условии
добычи 30 млрд, м3 в год газа в случае применения ТДА меньше
на 15 млн. руб., а среднегодовые эксплуатационные расходы —
на 1,5 млн. руб. По отношению к другим способам подготовки
газа в соответствии с требованиями отраслевого стандарта при-
менение ТДА еще более эффективно. В течение 13 лет эксплуата-
ции месторождения среднегодовой экономический эффект от при-
менения ТДА вместо пропановых холодильных установок будет
составлять 3,9 млн. руб.
Преимущества ТДА для промысловой подготовки газа заклю-
чаются также в возможности поставки агрегатов на месторожде-
ние в блочном исполнении с полной автоматизацией технологиче-
ского процесса, создания универсальной схемы подготовки газа
для различных газоконденсатных месторождений, что обеспечи-
вает возможность ускоренного ввода установки за счет уменьше-
ния объемов строительно-монтажных работ непосредственно на
строительной площадке.
СХЕМЫ НИЗКОТЕМПЕРАТУРНОЙ КОНДЕНСАЦИИ
С КОМБИНИРОВАННЫМИ ХОЛОДИЛЬНЫМИ ЦИКЛАМИ
Схема одноступенчатой НТК для получения С3+высшие
с комбинированным холодильным циклом
(внешним пропановым и дросселированием
жидких потоков)
На рис. III.39 приведена схема одноступенчатой НТК с дроссе-
лированием конденсата из сепаратора 11 [80]. По этой схеме
сырой нефтяной газ после компрессора (на рисунке не показан)
с давлением 2,0 МПа проходит последовательно рибойлер 13
отпарной колонны (деэтанизатора) 12, воздушный холодиль-
ник 3, затем ряд регенеративных теплообменников 4, 6, 7, 9
и холодильники-испарители 5, 8 внешнего холодильного цикла
(например, пропанового), частично конденсируется и с темпера-
183
Рис. 111.39.
Одноступенчатая схема НТК для получения С3+высшне с комбинированным холодильным
циклом — внешним пропановым и дросселированием жидких потоков:
1,3 — воздушные холодильники; 2 — компрессор; 4, 6, 7,9 — регенеративные тепло-
обменники; 5,8 — пропановые испарители; 10 — дроссельное устройство; 11 — низко-
температурный сепаратор; 12 — отпарная колонна (деэтанизатор); 13 — рибойлер.
/ — сырой газ; 11 — сухой газ; /// — широкая фракция углеводородов.
турой —10 °C направляется в сепаратор 11 для отделения конден-
сата. Сухой газ с верха сепаратора после теплообмена с потоком
сырого газа выводится из системы и направляется потребителю.
Конденсат с низа этого сепаратора проходит через дроссельное
устройство 10, где давление конденсата снижается до 1,0 МПа,
а температура — до 18 °C.
Холодный поток конденсата проходит теплообменник 9, рас-
положенный непосредственно перед сепаратором И, затем тепло-
обменник 7 и поступает на верх отпарной колонны 12, где при
давлении 1,0 МПа происходит его деэтанизация. С низа колонны
широкую фракцию углеводородов отводят на дальнейшую пере-
работку. Отпаренные легкие углеводороды с верха колонны 12
проходят теплообменник 4, дожимаются компрессором 2 до давле-
ния в сырьевой линии, охлаждаются в воздушном холодиль-
нике 1 и смешиваются с исходным газом.
Особенность этой схемы — при циркуляции газов из деэта-
низатора, состоящих из легких углеводородов (в основном из
этана), исходный газ и, следовательно, выпадающий в сепараторе
конденсат обогащаются этаном. При этом увеличивается коли-
чество холода, получаемого в результате дросселирования кон-
денсата и обеспечивается более низкая температура сдросселиро-
ванного потока. По сравнению с аналогичной схемой, но без
дросселирования конденсата, описанная схема экономически более
выгодна: на производство 1 кмоль широкой фракции по этой схеме
потребуется 5,65 м3 условного топлива вместо 6,23 м3 по обычной
схеме.
Таким образом, в данной схеме, рассчитанной на неглубокое
извлечение пропана, внутренний холодильный цикл служит
184
не для получения более низких температур, чем те, которые
может дать пропановое охлаждение, а для улучшения технико-
экономических показателей установки за счет экономии высоко-
потенциального пропанового холода. При других параметрах эта
схема может применяться для глубокого извлечения пропана,
а при некоторой модернизации и для извлечения этана.
Схема двухступенчатой НТК для получения С3+высш11е
с комбинированным холодильным циклом (внешним
пропановым и дросселированием жидких потоков)
Схема, изображенная на рис. 111.40, предназначена для глубокого
извлечения пропана. Особенность схемы — охлаждение газа на
I ступени конденсации за счет внешнего пропанового холодиль-
ного цикла, а на II ступени — за счет дросселирования конден-
сата из сепаратора II ступени и части конденсата из сепаратора
I ступени. Компримированный до 3,7 МПа нефтяной газ последо-
вательно охлаждается в воздушных холодильниках 2, регенера-
тивных теплообменниках 3 и 4 и пропановом испарителе 5 до
—30 °C и частично конденсируется. Образовавшаяся двухфазная
система разделяется в сепараторе 6. Газ I ступени сепарации
далее охлаждается до —64 °C за счет холода сухого газа, выходя-
щего из сепаратора II ступени 10, в теплообменнике 7, а также
конденсата II ступени сепарации и части конденсата I ступени,
сдросселированных на дросселях 19 и 20 до давления 0,3 МПа,
в теплообменниках 8 и 9. После отдачи холода испарившиеся при
дросселировании потоки дожимаются компрессором 12 до давле-
ние. III.40.
Схема двухступенчатой НТК для получения С3+высшие с комбинированным холодильным
циклом — внешним пропановым и дросселированием жидких потоков:
/, 12 — компрессоры; 2, 13 — воздушные холодильники; 3, 4, 7, 8, 9, 11 — регенератив-
ные теплообменники; 5, 15 — пропановые испарители; 6, 10 — низкотемпературные се-
параторы соответственно I и II ступени; 14 — деэтанизатор; 16 — рефлюксная емкость;
17 — насос для подачи орошения в колонну; 18 — рибойлер деэтанизатора; 19, 20 — дрос •
сели. / — сырой газ; И — сухой газ; /// — широкая фракция углеводородов.
185
Таблица III.6. Основные технологические показатели схемы НТК
с дросселированием конденсата из сепаратора II ступени
Показатели Содержание в нефтяном газе Сз+высшие, г/м* *
156 254 295 360 460
Суммарное количество кон- денсатов I и II ступени сепарации, кмоль/ч в том числе 719,5 950,9 1 216,1 1 543,2 2 467,1
конденсат I ступени 295,4 592 774,9 1 065,6 1 879
конденсат II ступени 424,1 358,9 441,2 477,6 588,1
Расход конденсата I сту- пени сепарации на дрос- селирование, доли 1 0,75 0,25 0,12 0,023
Суммарный холод, требуе- мый для охлаждения газа от —30 до 64 °C, тыс. кДж/ч 12 649 И 564 12 017 И 837 11 221
Холод обратных потоков, тыс. кДж/ч в том числе 12 445 11 564 12 017 11 837 11 221
холод сухого газа от —64 °C до —37 °C 5 786 5 418 5 129 4 769 3 618
холод сдросселирован- ного конденсата II ступени сепарации 5 301 4 262 5 816 6 268 7 256
холод сдросселирован- ного конденсата I сту- пени сепарации 1 340 1 884 1 072 800 348
* При нормальных условиях.
ния 3,5 МПа и вместе с оставшейся частью конденсата из сепара-
тора I ступени 6 подаются в деэтанизатор 14.
В табл. III.6 приведены основные технологические показа-
тели переработки газа по указанной схеме, полученные в резуль-
тате расчетных исследований для газов различных составов.
Из табл. II 1.6 видно, что количество холода, необходимое для
охлаждения газа I ступени сепарации от —30 до —64 °C, практи-
чески одинаково для газов всех рассмотренных составов. Это
объясняется тем, что состав газа, уходящего из первого сепаратора,
мало зависит от состава исходного газа. В то же время доля кон-
денсата I ступени сепарации, идущая на дросселирование для по-
крытия недостающего в системе холода, сильно зависит от состава
исходного газа. Чем беднее газ, т. е. чем меньше конденсата
выпадает в сепараторе I ступени, тем больше доля этого конден-
сата, идущего на дросселирование. Так, для газов с содержанием
Сз+Еысшие> равным 460, 254, 156 г/м3, эта доля составляет соответ-
ственно 0,023; 0,75 и I.
Следовательно, целесообразность применения рассматриваемой
схемы для переработки газа уменьшается с уменьшением содержа-
186
ния конденсирующихся компонентов в исходном газе. Таким
образом, схема является недостаточно гибкой к изменению со-
става перерабатываемого газа. Технико-экономические расчеты
показывают, что она становится экономичной для переработки
газов с содержанием С3+Еысшие около 300 г/м3. При переработке
газа такого состава общие энергозатраты на ведение процесса
по рассматриваемой схеме находятся на одном уровне с общими
энергозатратами при работе по схеме с каскадным холодильным
циклом. Преимущество рассматриваемой схемы — для получения
низких температур требуется один хладоагент и меньше обору-
дования.
Схема двухступенчатой НТК для получения С3+высшие
с комбинированным холодильным циклом — внешним
пропановым, дросселированием жидких потоков
и турбодетандером
В последнее время в США наблюдается тенденция применения
детандерных установок в схемах переработки нефтяного газа по
методу НТК и при извлечении только С3+выс1иие. Ниже приводится
технологическая схема для переработки нефтяного газа с содер-
жанием С3+высшие 300 г/м3 с извлечением 90% С3 (рис. III.41)
[81 ].
Сырой, компримированный до 4,0 МПа газ после установки
очистки от СО2 и осушки твердым осушителем поступает в узел
низкотемпературной конденсации. Часть газа проходит испари-
Рис. III.41.
Схема НТК с комбинированным холодильным циклом — внешним пропановым и узлом
детандирования для извлечения С3+высшие:
/, 3, 5 — пропановые испарители; 2, 4, 9, 14 — регенеративные теплообменники; 6, 8 —
воздушные холодильники; 7, 12 — дожимные компрессоры; 10, 11 — сепараторы;
13 — турбодетандер; 15 — дроссель; 16 — деэтанизатор; 17 — рибойлер. / — сырой газ;
II — сухой газ; III — широкая фракция углеводородов (с3+вЫСШНе)-
187
тели 1, 3, 5 и теплообменники 2, 4, где охлаждается до —30 °C,
соединяется с другой частью газа, охлаждающейся конденсатом
из сепаратора 10 до той же температуры, и отделяется от выпав-
шего конденсата в сепараторе 10. Конденсат из сепаратора 10
дросселируется до давления 1,7 МПа и направляется после ути-
лизации холода с температурой 20 °C в деэтанизатор 16.
Из сепаратора 10 газ после охлаждения сухим газом, выхо-
дящим из деэтанизатора 16, до —51 °C поступает в низкотемпе-
ратурный сепаратор 11, где отделяется от образовавшегося 'кон-
денсата и с температурой —51 °C и давлением 3,7 МПа проходит
в турбодетандер 13. Конденсат из низкотемпературного сепара-
тора И проходит дроссель 15, где давление его понижается до
1,8 МПа, и поступает в деэтанизатор 16. В турбо детандере 13
давление газа понижается до 1,8 МПа; при этом, частично кон-
денсируясь, он охлаждается до —78 °C. Газ с конденсатом из
турбодетандера 13 направляется в верхнюю часть деэтанизатора 16.
Деэтанизированная ШФУ с низа деэтанизатора 16 с температурой
69 °C идет на дальнейшую переработку. Сухой газ из деэтаниза-
тора 16 после рекуперации холода дожимается в компрессоре 12
до 2,0 МПа за счет энергии, вырабатываемой турбодетандером 13,
далее в дожимном компрессоре 7 — до 4,0 МПа.
Таким образом, в рассмотренной схеме детандерный цикл при-
меняется вместо этанового (этиленового) холодильного цикла.
Схема трехступенчатой НТК для получения С.2хВЫСШие
с комбинированным холодильным циклом — внешним
пропановым, дросселированием жидких потоков
и турбодетандером
Рассмотрим схему завода в Силигсоне (штат Техас, США), рабо-
тающего с узлом детандирования и предназначенного для извле-
чения от 50 до 70% этана от потенциала. Производительность
завода соответственно от 9050 до 6370 тыс. м3/сут (рис. III.42)
[82]. Пропана в обоих случаях извлекается около 95%. Сырой
газ содержит в 1 м3 140 см3 этана, 103 см3 пропана + высшие
и около 0,12 мол. % СО2 и N2. Характерная особенность завода —
полное отсутствие водяного охлаждения. Площадь застройки за-
вода вдвое меньше аналогичного завода, работающего по схеме
НТА. Сырьевой поток газа с давлением 5,9 МПа и температурой
36,7 °C поступает в фильтр-сепаратор 1, где от него отделяются
капельная вода и жидкие углеводороды; отфильтрованный газ
направляется в адсорбер 2 с твердым осушителем, где газ осу-
шается по воде до точки росы ниже —101,1 °C при данном давлении
газа на входе.
Обезвоженный газ поступает в рибойлер 12 деметанизатора 11
для подогрева низа колонны, откуда выходит с температурой
18,3 °C, далее охлаждается в холодильнике 3 пропаном до —13,3 °C.
Затем газ поступает в сепаратор 4, откуда сконденсировавшаяся
188
Рис. III.42.
Технологическая схема газоперерабатывающего завода в Силигсоне:
Z — фильтр-сепаратор; 2 — адсорбер; 3 — пропановый холодильник; 4, 7, 10 — сепара-
торы; 5,6 — теплообменники; 8 — выветриватель; 9 — турбодетандер; 11 — деметани-
затор; 12 — рибойлер; 13 — компрессор, работающий с приводом от турбодетандера;
14 — дожимной компрессор; 15 — воздушный холодильник.
I —сырой газ; II — широкая фракция углеводородов С и \ III —сухой газ.
часть углеводородов направляется в среднюю часть деметани-
затора в качестве питания. Газ из сепаратора 4 пропускается
через теплообменники 5 и 6, где теплообменивающимися потоками
являются сырой газ — сухой газ. Из теплообменников 5 и 6
выходит парожидкостная смесь с давлением 5,84 МПа и темпера-
турой —62 °C, которая затем поступает в сепаратор высокого
давления 7. Жидкость из сепаратора 7 адиабатически испаряется
в низкотемпературном выветривателе 8 при —92,2 °C и давлении
порядка 2,0 МПа, близкому к давлению в деметанизаторе 11.
Выветриватель служит в основном для снижения паровой нагрузки
на деметанизатор.
Газ из сепаратора 7 направляется в турбодетандер 9, где
он адиабатически изоэнтропийно расширяется до давления около
2,0 МПа. При этом он охлаждается до —98 °C. Энергия расшире-
ния газа используется в компрессоре 13 для сжатия остаточного
газа. Из турбодетандера газожидкостная смесь поступает в сепа-
ратор низкого давления 10, откуда жидкость в виде орошения
подается в верхнюю часть деметанизатора И. Деметанизатор ра-
ботает при давлении 1,9 МПа, температуре верха —97 °C, темпе-
ратуре низа 16,7 °C.
Низ деметанизатора 11 нагревается за счет тепла сырого газа-,
питание поступает из сепаратора 4 и низкотемпературного вы-
ветривателя 8. Газы из деметанизатора И, сепаратора низкого
давления 10 и выветривателя 8 смешиваются, образуя один поток
остаточного газа, который после нагрева в рекуперативных тепло-
обменниках 6 и 5 до —17,8 °C с давлением 1,8 МПа комприми-
руется до давления товарного газа двумя центробежными компрес-
сорами с приводом от турбодетандера (компрессор 13) и от газовой
турбины (компрессор 14).
189
В рассмотренной схеме детандерный узел применяется вместо
этанового (или этиленового) холодильного цикла.
Сравнительный анализ схемы НТК для получения
Сз+йысшие с комбинированным холодильным
циклом — внешним пропановым и турбодетандером
Согласно работе [83], турбодетандеры целесообразно применять
в схемах переработки газа в области низких температур от —45
до —75 °C. При этом, если содержание С3+пысшие в сыром газе пре-
вышает 70—75 г/м3, то для обеспечения их глубокого извлечения
детандерного холода обычно нехватает и требуется дополнительное
охлаждение. В нефтяных газах СССР содержание С3+вь1сш11е, как
правило, превышает 150 г/м3. Это значит, что для обеспечения из-
влечения 80—90% С3+высш11е от потенциала при их переработке по
схеме НТК с турбодетандером, как правило, требуется предвари-
тельное пропановое охлаждение. Именно такие схемы были под-
вергнуты расчетному анализу.
Характеристика турбодетандеров была принята по следу-
ющим зарубежным данным [83, 84, 85]:
Допускаемая степень расширения От 2 до 3,5
Перепад температур, °C ................... 26—48
Степень сжижения газа, %.................. 5—20
Степень сжатия сухого газа за счет энергии,
вырабатываемой детандером................. 1,3—1,5
Давление на входе в турбодетандер, МПа . . 1,103—9,240
В качестве сырья были приняты нефтяные газы трех составов
с содержанием С3+высшие 156, 295 и 460 г/м3. Все расчеты проводили
для установок производительностью по сырому газу 1,0 млрд.
м3/год.
Схемы НТК с турбодетандером сравнивали при одинаковом
извлечении пропана, равном 86% ±1,5. Давление газа перед
детандером принимали 3,43; 5,4 и 7,1 МПа. Первое значение давле-
ния выбрано, исходя из того, что на строящихся и проектируемых
отечественных ГПЗ с целью уменьшения металлоемкости аппара-
тов принято давление процесса переработки газа 3,4—3,6 МПа.
На многих зарубежных ГПЗ давление перед детандером прини-
мают равным 5,4 и 7,1 МПа, что в значительной степени объяс-
няется переработкой на этих заводах смеси природного и нефтя-
ного газа из магистральных трубопроводов, в которых поддержи-
вается указанное давление.
Сравнительный анализ показал, что капитальные вложения
для всех рассматриваемых схем находятся практически на одном
уровне. Поэтому было проведено более точное сравнение по
энергозатратам. При этом определяли следующие статьи расхода
энергии:
компримирование сырого газа до давления процесса;
190
дожитие сухого газа от давления процесса до давления в ма-
гистральном газопроводе;
получение пропанового холода;
охлаждение газа до низких температур;
расход топливного газа.
Варианты анализируемых схем приведены на рис. III.43,
III.44, и III.45, рабочие параметры и некоторые характеристики
процесса — в табл. III.7. Во всех рассматриваемых вариантах
КПД детандера принимали равным 0,75. Как видно из табл. III.7,
целевыми продуктами переработки газа являются С3+высшие.
Анализ рассматриваемых вариантов показал, что для всех
принятых составов газа с увеличением давления в узле сепарации
(конденсации) перед детандером извлечение пропана увеличивается
мало при значительном росте извлечения метана. При увеличен-
ном содержании метана в конденсате требуется дополнительное
проведение процесса деметанизации, что усложняет технологи-
ческую схему [86]. Кроме того, с увеличением давления в схеме
НТК с турбодетандером при переработке газа всех принятых
составов увеличивается степень сжижения газа в детандере
(См. табл. III.7). В настоящее время максимальная степень сжи-
жения газа в детандерах не превышает 20%. Поэтому варианты,
показанные в табл. II 1.7 в графах 4 и 7, практически осуществить
нельзя. Чем выше давление 4 схеме, тем больше расходуется
энергии на компримирование сырого газа и тем меньше энерго-
затраты на дожитие сухого отбензиненного газа и получение про-
панового холода, и наоборот. В результате общие энергозатраты
по схемам с давлением 3,4; 5,4; и 7,1 МПа при переработке каждого
из принятых составов газа практически находятся на одном уровне .
Проведенный расчетный анализ позволяет сделать вывод, что
при переработке нефтяных газов по схеме НТК с узлом детандиро-
вания в случае получения в качестве товарной продукции С3+дыС1Пие
давление перед детандером более 3,5 МПа не диктуется технико-
экономической необходимостью, и вопрос о выборе давления сле-
дует решать на основе детального технико-экономического сравне-
ния [87 ]. Расчетные исследования подтвердили также, что с умень-
шением содержания в нефтяном газе С3+сысшие степень извлечения
пропана по схеме остается практически на одном уровне за счет
понижения температуры газового потока в процессе детандиро-
вания (при постоянстве других параметров).
Это явление имеет следующее объяснение. Известно, что
для достижения одинаковой степени извлечения целевых компо-
нентов из более жирного газа необходима более высокая темпе-
ратура, чем из менее жирного. При детандировании более жирного
газа при одной и той же степени расширения степень сжижения
больше, чем для сухого. Следовательно, выделяется больше
теплоты конденсации и температура в детандере повышается.
При расширении более сухого газа наблюдается обратная картина.
Таким образом, происходит как бы автоматическое регулирование
191
Рис. III.-43.
Схема НТК с турбодетандером
(Р = 3,5 МПа):
/, 2, 7 — теплообменники: 3.
6 — дожимные компрессоры; 4,
12 — пропановые испарители;
5, 8, 10, 13 — сепараторы; 9 —
турбодетандер; 11 — деэтани-
затор; 14 — рибойлер.
I — сырой газ; II — сухой газ;
III — широкая фракция угле-
водородов.
Рис. Ш.44.
Схема НТК с турбодетандером (Р = 5,5 МПа):
/, 2, 7, 14 — теплообменники. 3,6 — дожимные компрессоры; 4, 13 — пропановые испа-
рители; 5, 8, 10, 11, 16 — сепараторы; 9 — турбодетандер; 12 — деэтанизатор; 15 —
рибойлер.
1 — сырой газ; II — сухой газ; III « широкая фракция углеводородов.
Рис. Ш.45.
Схема НТК с турбодетандером (Р =
= 7,3 МПа):
1,5— дожимные компрессоры; 2,
3, 10 — теплообменники; 4 — про-
пановый испаритель; 6 — турбоде-
тандер; 7, 8, 11 — сепараторы; 9 —
деэтанизатор; 12 — рибойлер.
I — сухой газ; II — сухой газ;
III — широкая фракция углево-
дородов.
Таблица III.7. Основные технологические параметры схем НТК
с турбодетандером
Параметры Содержание в нефтяном газе Сз+высшие, г/м3
156 295 460
I 1 11 1 111 I 1 11 111 I
Коэффициент извле- чения пропана от его потенциально- го содержания, % 85,9 87,6 85,0 85,8 86,2 84,0^ 87,2
Давление сепарации перед детандером, МПа 3,4 5,4 7,1 3,4 5,4 7,1 3,4
Температура сепара- ции перед детанде- ром, °C —65 —52 —43 —51 —46 -30 —30
Давление газа на вы- ходе из детандера, МПа 1,8 2,6 2,2 1,8 2,6 2,2 1,8
Температура газа на выходе из детан- дера, °C —92 —85 —86 —77 —78 —68 —54
Степень расширения газа в детандере 1,95 2,29 3,32 1,95 2,29 3,32 1,95
Перепад температур в детандере, °C 27 33 43 26 32 38 24
Степень сжижения газа в детандере, % масс. 8,17 14,76 27,92 7,22 13,25 20,99 7,69
Степень сжатия газа после детандера в компрессоре, ра- ботающем на одном валу с детандером 1,25 1,25 1,5 1,25 1,25 1,5 1,25
Давление в деэтани- заторе, МПа 2,94 2,94 2,94 2,94 2,94 2,94 2,94
Температура в ре- флюксной емкости деэтанизатора, °C —30 —30 —30 —30
Коэффициент извле- чения С3_|_в ы сш и е от их потенциаль- ного содержания, 93,0 91,4 90,7 91,2 91,3 89,7 91,6
Общие энергозатра- ты, кВт-ч в том числе 22 683 23 782 24 764 24 094 24 349 24 825 26 128
на компримиро- вание сырого газа 16 877 19 137 20 580 16 805 19 054 20 510 16 598
на дожатие сы- рого газа до 5,5 МПа 4 822 3 278 2 756 4 511 3 061 2 583 4 150
па холодильный ци кл 984 1 367 1 431 2 781 2 234 1 732 5 380
Примечание. Переработка газа, содержащего 460 г/ма С3+Высшие по схеме с детан-
дером при давлении на входе в турбодетандер свыше 3,5 МПа нецелесообразна, так как,
например, при Р 5,6 МПа и t = —30 °C практически все целевые компоненты переходят
в жидкую фазу. Поэтому подобные варианты не рассчитывали.
7 Берлин М. А. и др.
193
температуры в детандере в зависимости от жирности исходного
газа, что поддерживает извлечение целевых компонентов практи-
чески на одном уровне.
Другие схемы переработки газа не дают возможности регу-
лировать, поддерживать на одном уровне глубину извлечения
целевых компонентов при изменении состава газа. Действи-
тельно, любая схема, основанная на процессе конденсации, рас-
считана на определенные параметры. Если газ, поступающий на
переработку стал беднее, то при тех же параметрах (при тех же
температуре и давлении процесса) степень извлечения целевых
компонентов уменьшается. Наоборот, если перерабатываемый газ
стал более жирным, то степень извлечения целевых компонентов
возрастает.
Как будет показано в следующей главе, при переработке
газа по схемам низкотемпературной абсорбции поддержание
одного и того же'^уровня извлечения целевых компонентов при
обеднении газа требует увеличенного расхода абсорбента, допол-
нительной энергии, дополнительного подвода тепла, на что аппа-
ратура и оборудование не рассчитаны.
Применение детандерного узла делает всю технологическую
схему легко управляемой, так как параметры процесса как бы
саморегулируются и поддерживаются на нужном уровне, обеспе-
чивая заданную степень отбора целевых компонентов. В этом
большое преимущество схем НТК с узлом детандирования.
В настоящем разделе рассмотрены термодинамические харак-
теристики процесса НТК и различные схемы технологического
процесса, в том числе самые современные. Приведены технико-
экономические характеристики многих из них и сравнение их по
технико-экономическим показателям, указаны преимущества и
недостатки, области применения различных схем.
Несмотря на все многообразие технологического оформления
процесса переработки нефтяных и природных газов методом низко-
температурной конденсации, все эти процессы состоят практи-
чески из одних и тех же основных узлов. Общими, обязательными
для любой схемы НТК являются узлы: сепарации газа на входе
в технологическую схему от капельной жидкости и механических
частиц; компримирование газа; осушка газа; каскад регенера-
тивных теплообменников для использования в схеме холода и
тепла технологических потоков; холодильный цикл; сепаратор-
разделитель; узел деметанизации и этановой колонны (для схем,
в которых товарным продуктом является этан и высшие) или
узел деэтанизации конденсата (для схем, в которых товарным
продуктом является пропан и высшие).
В разделе IV даны математические модели основных узлов
(модулей) технологических схем переработки газа, в частности
схем НТК и алгоритмы их расчета.
Глава 4
ПЕРЕРАБОТКА ГАЗА МЕТОДОМ АБСОРБЦИИ
ФИЗИЧЕСКАЯ СУЩНОСТЬ И ОСНОВНЫЕ
ЗАКОНОМЕРНОСТИ ПРОЦЕССА
Абсорбция и десорбция — это два основных массообменных про-
цесса, на которых базируется абсорбционный метод разделения
нефтяных и природных газов. Физическая сущность процессов
заключается в достижении равновесия между взаимодействующими
потоками газа и жидкости за счет диффузии (переноса) вещества
из одной фазы в другую. Движущая сила диффузии определяется
при прочих равных условиях разностью парциальных давлений
извлекаемого компонента в газовой и жидкой фазах. Если пар-
циальное давление компонента в газовой фазе выше, чем в жидкой,
то происходит процесс абсорбции (поглощение газа жидкостью),
и наоборот, если парциальное давление извлекаемого компонента
в газовой фазе ниже, чем в жидкой, то протекает процесс десорб-
ции (выделение газа из жидкости). Для практических расчетов
более удобно выражать движущую силу не через парциальные
давления, а через концентрации соответствующих компонентов
(парциальное давление пропорционально концентрации, поэтому
в качестве определяющего параметра можно принять в данном
случае любой из них).
На газоперерабатывающих заводах абсорбцию и десорбцию
проводят в абсорбционных и ректификационных аппаратах та-
рельчатого и насадочного типа. При наличии ш
технологического контура «абсорбер—десорбер» ——।
можно организовать поглощение из газа соот-
ветствующих компонентов в абсорбере и выде-
ление их в десорбере: извлеченные из насыщен- /.----" N
ного абсорбента углеводороды получают с верха А_____
десорбера и направляют потребителям (или на ________.
другую установку), а регенерированный абсор-
бент отводят с низа десорбера и подают в абсор- ___
бер для повторного использования (на ГПЗ в ка- _____
честве абсорбента применяют бензиновые и ке-
росиновые фракции или их смесь).
Ниже приводятся основные уравнения для
расчета процесса абсорбции многокомпонентных ЙУ "
I 6Ц*1 * * IV "
Рис. Ш.46. ' I
Схема материальных потоков в абсорбере:
I — сырой газ; II — насыщенный абсорбент; III — сухой газ; ।
IV — тощий абсорбент.
7*
195
смесей, вывод которых базируется на условии достижения равно-
весия взаимодействующих потоков на каждой ступени разделения
[88]. Схема материальных потоков в абсорбере, необходимая для
вывода уравнений, представлена на рис. III.46.
Уравнение равновесия для любой j-тарелки записывается так
А об;
= (Ш1)
где Yij — концентрация i-ro компонента в газовой фазе, уходящей с /-й тарелки,
моль/моль сырого газа; Хц — концентрация i-ro компонента в жидкой фазе,
стекающей с /-й тарелки, моль/моль регенерированного (тощего) абсорбента;
Кц — константа фазового равновесия i-ro компонента на i-й тарелке; £0 — рас-
ход тощего абсорбента, моль/ч; Lj — расход жидкой фазы, покидающей /-ю та-
релку, моль/ч; Gj, Gn+1 — расход соответственно газовой фазы, уходящей с у-й
тарелки, и сырого газа, поступающего в абсорбер, моль/ч.
Для удобства преобразуем уравнение (III. 1) к виду
^Г‘/=#-Х‘/ (IIL2)
AjyVy ип+1
где = Ац — фактор абсорбции i-ro компонента на /-Й тарелке; — =
Ki/Gj C'n+t
— I — удельный расход тощего (регенерированного) абсорбента, моль/моль
сырого газа.
С учетом этого уравнение (II 1.2) можно представить так
АцУц = 1Хи (Ш.З)
Запишем уравнение материального баланса абсорбера для
извлекаемого компонента
£о(Х„-Хо) = бл+1(У„+1-У1) (II 1.4)
Используя уравнение (Ш.З), можно получить соотношение
для определения состава насыщенного абсорбента Хп, покида-
ющего абсорбер, выразив Хп через состав равновесной с ним газо-
вой (паровой) фазы
Xn = ^Yn (III.5)
Аналогичное уравнение можно записать для любого компо-
нента, поэтому здесь и далее индекс i опущен.
В результате совместного решения уравнений (III.4) и (III.5)
получим зависимость для определения соответствующей равно-
весной газовой фазы
v — ^”+1 ~ /пт ВТ
Подставив в уравнение материального баланса извлекаемого
компонента значения Xs и Х^ из уравнения (Ш.З), получим
соотношение
(AjYj - = Gn+i (Yi+1 - Yj) (111.7)
196
откуда
y^i + Af.iYj.i
1 4- А;
(Ш.8)
| Это уравнение связывает состав газового потока /-й тарелки
с составами газовых потоков, поступающего на /-ю тарелку и по-
кидающего вышележащую (/ — 1)-ю тарелку.
Для абсорбера с одной теоретической тарелкой уравнение
(III.8) будет иметь вид
П = (Ш.9)
где Yr и К2 — концентрация соответственно извлекаемого компонента в сухом
и сыром газе, моль/моль сырого газа; Уо — концентрация извлекаемого компо-
нента в газе, равновесном с регенерированным абсорбентом, моль/моль сырого
газа. Концентрацию извлекаемого компонента в регенерированном абсорбенте
обозначим через Хо.
Для практических расчетов более удобно выразить Уо в урав-
нении (II 1.9) через Хо, так как состав регенерированного абсор-
бента задается по условиям задачи. Согласно уравнению равно-
весия имеем
A3Y0 = Xal (II 1.10)
Тогда с учетом соотношения (III.10) уравнение (III.9) можно
записать так
Yi=YIXa1° (Ш11)
Эта зависимость устанавливает связь между содержанием из-
влекаемого компонента в сыром газе, поступающем в абсорбер,
и содержанием этого компонента в сухом газе, покидающем одно-
тарельчатый абсорбер.
Аналогичным образом можно получить соответствующие за-
висимости для двух-, трех- и «-тарельчатого абсорбера:
а) для абсорбера с двумя теоретическими тарелками
2 1 + А2
после преобразования с учетом уравнения (III. 11) получим
(^i 4~ 1) Ч~ W
2 + ^2 + 1
(III.12)
б) для абсорбера с тремя теоретическими тарелками
У3 = У\'^гА/'2 (II 1.13)
после соответствующих преобразований уравнение (III. 13) можно
представить так
у _ (^1^2 Ч~ -^2 1) Р4 -Р Л1Л2У0/
3 Ау42А3 -р Л2Я3 -р А3 + 1
197
в) для абсорбера, имеющего п теоретических тарелок
(Л1Л2Л3... Ап_j -|- А2А3 ... Ап_! + • • + ^п-1 4- 1) X
у „ ____________х У п+1 + ^1^2 • • Лп^Х.1____ ,, , , , г.
А1А2А3...Ап + А2А3...Ап+---+Ап+1 ' ?
Уравнение (III.15) имеет смысл преобразовать так, чтобы в него
входили известные из условия задачи параметры — составы
потоков, входящих и выходящих из абсорбера. Для этого доста-
точно с помощью уравнения (II 1.6) исключить Yn из уравнения
(III. 15). Тогда после преобразования уравнение (III. 15) можно
представить так:
Уп+1-У! В L0X0 С+1 пп ...
Yn+i -В+1 Gn+iYn+1 В+1 1 ;
где В = AtA2A3... Ап + А2А3... Ап + • • • + ^п,
С = А2А3А4 ... Ап + А3А4 ... Ап + • • • + Ап, -— = <р.
1 П+1
Величина <р, равная отношению количества извлеченного из
газа компонента, к количеству этого компонента, содержащегося
в сыром исходном газе, называется коэффициентом извлечения
компонента, или эффективностью абсорбции.
Первый член правой части уравнения характеризует эффек-
тивность абсорбции при Ха = 0, т. е. в том случае, если регене-
рированный абсорбент не содержит извлекаемых из газа компо-
нентов. Второй член правой части уравнения (III. 16) является
поправкой, учитывающей изменение эффективности процесса, при
наличии в регенерированном абсорбенте извлекаемых из газа
компонентов (Хо =/= 0). Уравнение (III.16) получено Хартоном
и Франклином в 1940 г. [89]. Расчет по этому уравнению является
достаточно точным, но очень громоздким и трудоемким. Поэтому
для расчета абсорбции жирных газов, когда фактор абсорбции
существенно изменяется по высоте аппарата, используют метод
расчета «от тарелки к тарелке».
Основные уравнения абсорбции значительно упрощаются, если
допустить, что процесс протекает в изотермических условиях
при постоянном соотношении потоков жидкость—газ по высоте
аппарата. Это обусловлено тем, что при такой постановке вопроса
фактор абсорбции остается постоянным для каждого компонента
и не изменяется по высоте аппарата. Такая модель может быть
использована при описании процесса абсорбции газов с неболь-
шим содержанием извлекаемых компонентов, или так называемых
сухих (тощих) газов.
Кремсер, положив в основу
получил следующее соотношение
ции [90]:
= Лп+1 - А _ .__________
ф ~ An+1 — 1 Yn+i An+1 — 1
указанные выше допущения,
для
расчета процесса абсорб-
4n+1 — А
198
Которое при Хо — 0 имеет вид
Ап+1-А
ф " ДП+1 _ 1
(111.18)
где и — число теоретических тарелок в абсорбере.
Абсорбционный фактор А определяют по уравнению:
Л = ^- (111.19)
ИЛИ
л = ^оР _ 22ALq£^
1/22,4АМ КМ
(II1.20)
где К — константа фазового равновесия извлекаемого компонента при средней
температуре абсорбции; Gi — количество сухого газа, моль/ч; L'a — объем ре-
генерированного (тощего) абсорбента, поступающего в абсорбер, л/ч; р — плот-
ность регенерированного абсорбента, кг/л; М — молекулярная масса регенери-
рованного абсорбента.
Из уравнения (II 1.18) следует, в частности, что^коэффициент
извлечения компонентов возрастает с увеличением абсорбцион-
ного фактора и числа теоретических тарелок. Это уравнение вошло
в химическую технологию под названием уравнения Крейсера—
Брауна, так как первоначально эта зависимость без второго члена
правой части уравнения была получена Саудерсом и Брауном.
Кремсер ввел в уравнение Саудерса и Брауна поправку, учитыва-
ющую снижение эффективности процесса при наличии в регене-
рированном абсорбенте извлекаемых из газа компонентов [5].
Уравнение Кремсера—Брауна является частным случаем урав-
нения (III.16), полученного Хартоном и Франклином.
Для упрощения расчетов Кремсер представил уравнение
(III.18) в виде графика, приведенного на рис. III.47. По графику
или уравнению, зная две из трех величин (А, п, ср), определяют
Рис. 111.47.
Диаграмма Кремсера.
199
третью неизвестную величину. По этим зависимостям можно оце-
нить влияние давления, температуры, удельного расхода абсор-
бента, числа теоретических тарелок и качества абсорбента на сте-
пень извлечения компонентов из газа.
Известно, что константа фазового равновесия любого компо-
нента увеличивается с ростом температуры и уменьшается с повы-
шением давления. Поэтому абсорбционный фактор уменьшается
в этих условиях, а, следовательно, увеличение температуры и
снижение давления процесса приводят к снижению коэффициента
извлечения компонентов из газовой смеси. С повышением тем-
пературы на 0,5 °C абсорбционный фактор уменьшается, примерно,
на 2%. Анализ уравнений (Ш.17)—(III.19) показывает, что уве-
личение удельного расхода абсорбента (LJGj) приводит к повыше-
нию эффективности абсорбции.
Существенное влияние на эффективность абсорбции оказывает
число теоретических тарелок — при увеличении их числа до 6—8
(это соответствует, примерно, 30 реальным тарелкам) удельный
расход абсорбента уменьшается при прочих равных условиях.
Это приводит к снижению эксплуатационных затрат. Дальней-
шее увеличение числа теоретических тарелок не оказывает замет-
ного влияния на эффективность процесса. Наиболее сильное
влияние этого параметра проявляется при необходимости обеспе-
чения высокого извлечения пропана и других углеводородов.
Из уравнений (III.17), (III.18) и (III.20) следует, что эффек-
тивность процесса абсорбции зависит также от плотности и моле-
кулярной массы абсорбента — при постоянном соотношении их
коэффициент извлечения компонентов остается постоянным неза-
висимо от изменения абсолютных значений плотности и молекуляр-
ной массы абсорбента. Использование абсорбента с более низкой
молекулярной массой приводит к повышению извлечения компо-
нентов, а также способствует повышению эффективности абсорб-
ционного метода разделения газов.
Степень извлечения различных компонентов при абсорбции
многокомпонентных смесей неодинакова: абсорбционные факторы
и коэффициенты извлечения компонентов обратно пропорцио-
нальны константам фазового их равновесия. При = idem
и п = idem связь между абсорбционными факторами и констан-
тами фазового равновесия извлекаемых компонентов (число их
изменяется от 1 до т) устанавливается с помощью следующего
соотношения
A^i = А2к2 = • • = АтКт (III.21)
Откуда
Л2=^1; d3 = Mi; ••• = (III.22)
Л2 Лз
При расчете процесса абсорбции многокомпонентной газовой
смеси по методу Крейсера первоначально определяют абсорб-
ционный фактор для ключевого компонента (например AJ. Затем
рассчитывают по уравнениям (II 1.22) абсорбционные факторы всех
200
остальных компонентов, а по уравнению или графику Кремсера
коэффициенты их извлечения (при заданном числе теоретических
тарелок). Ключевой — наиболее трудноизвлекаемый компонент
имеет наибольшую константу фазового равновесия и абсорбцион-
ный фактор. Для определения расхода абсорбента уравнение
(III.19) или (III.20) необходимо преобразовать соответственно
относительно Lo или L'.
Из уравнения (II 1.17) видно, что эффективность абсорбции
зависит от содержания в регенерированном абсорбенте извлекае-
мых из газа компонентов, т. е. от содержания так называемых
остаточных компонентов, концентрация которых обозначена через
Хо. Количественная оценка влияния этих компонентов может быть
произведена с помощью следующей зависимости [91 1:
Фо = ! KXaGj ~ [ ЯХо.
Ф Ki+iGn+i Xi+i
(III.23)
где <pu, <р — эффективность абсорбции соответственно при нали-
чии и при отсутствии в регенерированном абсорбенте остаточных
компонентов (ф0 определяется по уравнению III.17, а ф — по
уравнению III.18).
Из этого соотношения следует в частности, что эффективность
абсорбции тем больше зависит от Хо, чем выше константа фазо-
вого равновесия извлекаемого компонента, больше выход сухого
газа ) и меньше содержание этого компонента в сыром
газе. А это значит, что для достижения одного и того же извлече-
ния содержание Хо должно быть тем ниже, чем выше температура
и ниже давление в системе.
Абсорбция является, как известно, экзотермическим процес-
сом. Это значит, что извлечение компонентов из газа жидкими
поглотителями сопровождается выделением тепла и повышением
температуры взаимодействующих потоков, в результате чего
интенсивность процесса снижается и при определенных условиях
абсорбция прекращается и начинается десорбция извлеченных
компонентов. На промышленных установках для снижения отри-
цательного воздействия экзотермического эффекта предусматри-
вается возможность съема тепла по высоте абсорбционного аппа-
рата. Общее количество тепла, которое выделяется в процессе
абсорбции газов, определяют по уравнению
Qa6c — GiaOcQi + баабс'/г + ' ‘ ’ 4* абс'/п
где 01абс, б2абс ••• бпабс — масса извлеченного из сырого газа компонента,
кг/ч; <?!, 9,, ..., qn — теплота растворения извлеченного из газа компонента
(для приближенных расчетов она может быть принята равной теплоте конден-
сации этого компонента), кДж/кг.
Имея величину Qa6c, можно определить температуру насы-
щенного абсорбента, выходящего с низа абсорбера
^нас — Асх “И
<2абС — Q
Lc
201
при Q О
j _ 4 1 Фабс
‘нас — ‘исх Т
где ^исх — температура сырого газа, поступающего в абсорбер, °C; Q — коли-
чество тепла абсорбции, отводимого в промежуточных сечениях абсорбера,
кДж/ч; L — количество тощего регенерированного абсорбента, поступающего
в абсорбер, кг/ч; с — удельная теплоемкость абсорбента при средней темпера-
туре абсорбции, кДж/(кг-°С).
Средняя температура абсорбции определяется как средняя
величина между температурой сырого газа и температурой на-
сыщенного абсорбента
Л __ ^исх + ^нас
гср------2-----
Для приближенных расчетов среднюю температуру абсорбции
можно принять на 5—10 °C выше среднеарифметической величины
между температурой сырого газа и регенерированного (тощего)
абсорбента (эти параметры известны обычно из условия задачи).
Температуру сухого газа, покидающего абсорбер, принимают
в таких случаях на 5—10 °C выше температуры тощего абсорбента,
поступающего в абсорбер. При этом 10 °C принимают при низких
температурах тощего абсорбента и сырого газа, т. е. для процессов
низкотемпературного разделения.
Необходимо иметь в виду, что повышение степени извлечения
компонентов в абсорбере за счет увеличения удельного расхода
абсорбента, повышения давления или снижения температуры
связано с дополнительными эксплуатационными затратами. Влия-
ние этих параметров на результирующую эффективность процесса
различно. Поэтому решение о выборе технологического режима
может быть принято, как правило, только на основе оптимиза-
ционных расчетов, выполненных в целом по контуру «абсорбер—
десорбер».
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ ПРОЦЕССА ПЕРЕРАБОТКИ
ГАЗА МЕТОДОМ АБСОРБЦИИ
Абсорбционные схемы ГПЗ кроме общих для любого завода узлов
(модулей) сепарации, компримирования и осушки газа должны
включать модуль абсорбции, где из газа извлекаются соответ-
ствующие компоненты (этан, пропан и др.), модуль деметанизации
или деэтанизации насыщенного абсорбента и модуль десорбции,
где из деметанизированного или деэтанизированного насыщенного
абсорбента извлекается смесь целевых углеводородов (С2+высшие
или С3+Еысшие) и восстанавливается поглотительная способность
абсорбента. В зависимости от качества исходного сырья схема
может быть дополнена модулем очистки газа от серо- и кислород-
содержащих нежелательных соединений.
В некоторых случаях из схемы может быть исключен узел
компримирования газа. Имеются варианты схем, где очистка
202
Рис. Ш.48.
Принципиальная схема абсорбционной
установки:
1 — абсорбер; 2 — абсорбционно-отпар-
ная колонна (АОК); 3 — десорбер; 4, 5 —
рекуперативные теплообменники; 6,7 —
воздушные холодильники; 8 — водяной
или воздушный холодильник; 9 — реф-
люксная емкость; 10 — рибойлер.
/ — сырой газ; 11 — сухой газ; III —
насыщенный абсорбент; 1V — деэтанизи-
рованный насыщенный абсорбент; V — су-
хой газ; VI — широкая фракция углево-
дородов; VII — регенерированный абсор-
бент.
газа от сероорганических соединений и извлечение целевых угле-
водородов из газа (С2+высшие или С3+Еысшие) совмещаются в одном
абсорбционном модуле. Таким образом, в зависимости от кон-
кретных условий может изменяться число и назначение основных
узлов ГПЗ, в. основу которого положена абсорбционная схема
переработки газа. Однако принцип построения схемы и функцио-
нальные особенности составляющих ее элементов являются об-
щими для всех газоперерабатывающих заводов.
На рис. III.48 приведена принципиальная технологическая
схема абсорбционного процесса, предназначенного для извлече-
ния из нефтяных и природных газов пропана и более тяжелых
углеводородов. Согласно схеме исходный газ после предваритель-
ной очистки от капельной (свободной) жидкости и механических
примесей компримируется, осушается до необходимой точки росы
и подается под нижнюю тарелку абсорбера 1 (узлы сепарации,
компримирования и осушки на схеме не показаны), на верхнюю
тарелку подают регенерированный абсорбент. В этом аппарате
из газа извлекают целевые компоненты (С3+высшие) и некоторое
количество нежелательных углеводородов (метан, этан).
С верха абсорбера 1 отводят сухой газ, с низа — насыщенный
абсорбент, который представляет собой смесь тощего абсорбента
с извлеченными углеводородами. Сухой газ направляют потреби-
телям, насыщенный абсорбент подают в питательную секцию
абсорбционно-отпарной колонны 2 (узел деметанизации, деэтани-
зации). В абсорбционно-отпарной колонне (АОК) из насыщенного
абсорбента удаляют легкие углеводороды (метан и этан). Для
сокращения потерь пропана с сухим газом АОК и обеспечения
наиболее полной деэтанизации насыщенного абсорбента на верх-
нюю тарелку абсорбционно-отпарной колонны подают регенери-
рованный абсорбент, а в нижнюю кубовую часть АОК подводят
тепло. С верха АОК выводят сухой газ (метан, этан и небольшое
количество пропана), с низа — деэтанизированный насыщенный
абсорбент. Сухой газ используют в качестве топлива, а деэтанизи-
203
рованный насыщенный абсорбент нагревают в теплообменнике 4
и подают в питательную секцию десорбера 3. С верха десорбера
получают смесь пропана и более тяжелых углеводородов.
Широкая фракция углеводородов С3+высшие (ШФУ) конден-
сируется в воздушном (или водяном) холодильнике 7 и поступает
в рефлюксную емкость 9, изкоторой часть ШФУ подают в качестве
орошения на верхнюю тарелку десорбера 3, а избыток направляют
на газофракционирующую установку для производства индиви-
дуальных углеводородов или соответствующих фракций сжижен-
ных газов. Тепло в нижнюю часть десорбера 3 подводят замечет
циркуляции абсорбента, стекающего с нижней тарелки десор-
бера, через подогреватель 10. Регенерированный абсорбент вы-
водят с низа десорбера 3, охлаждают в рекуперативных теплооб-
менниках 4 и 5 и в холодильниках 6 и 8, после чего подают в абсор-
бер 1 и абсорбционно-отпарную колонну 2.
Эта схема является классическим аналогом современных абсорб-
ционных схем. Отличительная особенность ее состоит, например,
в том, что исходный сырой газ и регенерированный абсорбент
охлаждают в водяных или воздушных холодильниках до 25—35 °C.
В современных схемах газ и абсорбент охлаждают до более низ-
ких температур за счет использования соответствующих холо-
дильных циклов (минимальная изотерма-испарения хладоагента
при переработке нефтяных газов составляет —ЗОн—45 °C).
В США абсорбционные схемы с водяным (воздушным) охла-
ждением технологических потоков получили широкое распростра-
нение в 20—40-х годах. Применение их позволило обеспечить не-
обходимое производство сжиженных газов и создать нормальные
условия для транспортирования отбензиненного газа по газопро-
водам (извлечение пропана в этом случае 40—50%, бутанов 85—
90%, газового бензина 95—100%). Такие установки вошли в тех-
нологию переработки газа под названием маслоабсорбционных
установок (МАУ).
На отечественных ГПЗ давление в абсорбционных аппаратах
МАУ не превышает 4 МПа. Средняя температура абсорбции,
как правило, 40—45 °C, в качестве абсорбента используют керо-
синовые фракции с молекулярной массой 120—240 (применение
более легких фракций приводит к большим потерям абсорбента).
В этих условиях извлечение пропана и более тяжелых углеводо-
родов достигается на МАУ при большом расходе абсорбента
(2—4 кг/м3 сырого газа) и высоких теплоэнергетических затратах.
Повышение давления и увеличение кратности циркуляции абсор-
бента не приводят на этих установках к существенному увеличе-
нию извлечения товарной продукции. Считают, что число реаль-
ных тарелок в абсорбере не следует принимать более 30 [92].
При проектировании МАУ принимали следующие технологи-
ческие параметры работы АОК: давление 1,2—2 МПа, темпера-
тура питания 40—70 °C, температура низа 190—200 °C. Число
реальных тарелок в АОК.пРеДУсМатРивалось не более 40 (20 таре-
204
лок в абсорбционной секции и 20 тарелок в отпарной секции).
На этих установках температурный режим АОК жестко регламен-
тирован режимными параметрами абсорбера и десорбера: тем-
пература питания предопределяется условиями абсорбции — на-
сыщенный абсорбент поступает в АОК, как правило, непосред-
ственно из абсорбера; температура низа АОК предопределяется
количеством циркулирующего в системе абсорбента и темпера-
турой низа десорбера. Это исключает возможность оптимизации
технологического режима работы АОК. Кроме того, температур-
ные режимы в абсорбционной и десорбционной секциях АОК,
где протекают два разнонаправленных процесса, взаимосвязаны
на этих установках и не регулируются по высоте аппарата.
При такой жесткой схеме имеет место большая кратность ороше-
ния в АОК и высокие потери пропана с сухим газом абсорб-
ционно-отпарных колонн, а также возникают трудности в работе
десорбера и пропановой колонны из-за повышенного содержания
этана в нижнем продукте АОК-
Технологический режим десорбера определяют исходя из
условия конденсации верхнего продукта десорбера водой и обес-
печения минимального содержания извлекаемых из газа углево-
дородов в регенерированном абсорбенте: давление в рефлюксной
емкости не превышает, как правило, 0,7—1,4 МПа; температура
верха 40—50 °C, температура низа не выше 280—310 °C. При про-
ектировании десорбера число реальных тарелок принимают не
более 20—40.
По мере увеличения потребности в углеводородном сырье
(этане и сжиженных газах) совершенствовались схемы масло-
абсорбционных установок: в 50—60-х годах широкое распростра-
нение получили схемы низкотемпературной абсорбции (НТА),
где для охлаждения технологических потоков наряду с водяными
(воздушными) холодильниками стали применять специальные
холодильные системы (такие же, как в схемах НТК). Технологи-
ческая схема низкотемпературной абсорбции состоит как бы из
двух частей: блока предварительного отбензинивания исходного
газа, представляющего собой узел НТК, и блока низкотемпера-
турной абсорбции, где происходит доизвлечение углеводородов
из газа, прошедшего через блок НТК. Такое комбинирование
процессов делает схему низкотемпературной абсорбции (НТА)
достаточно гибкой и универсальной — она может быть исполь-
зована для извлечения этана и более тяжелых углеводородов из
газов различного состава. Применение схем НТА позволяет обес-
печить высокое извлечение пропана из нефтяных газов при сравни-
тельно умеренном охлаждении технологических потоков: на уста-
новках НТА для извлечения 90—95% пропана достаточно иметь
холодильный цикл с изотермой —30 ч—38 °C, на установках
НТК для этого требуется изотерма —80 ч—85 °C.
На установках НТА используют легкие абсорбенты (молеку-
лярная масса 80—140) — удельный расход их составляет, как
205
правило, не более 1—1,5 л/м3. В сочетании с другими мероприя-
тиями это позволило увеличить степень извлечения товарной
продукции на ГПЗ и уменьшить удельные затраты при переработке
газа на 25—50% (по сравнению с затратами на обычных^масло-
абсорбционных установках) . [93 ].
В США и Канаде на установках НТА извлечение этана'из^неф-
тяных и природных газов достигает 40—50% (температура сырье-
вых потоков, поступающих в абсорбер, —40 н—45 °C, давление
6—7 МПа). При наиболее распространенных на отечественных
ГПЗ параметрах (давление 3,4—3,9 МПа, изотерма —30—38 °C)
из нефтяных газов (содержание С3+Бысшие = 300—600 г/м3)" из-
влекается около 40—50% этана и 90—95% пропана и более тяже-
лых углеводородов. При этом на стадии низкотемпературной кон-
денсации извлечение пропана и более тяжелых углеводородов
составляет соответственно 60—80%. При переработке газа с более
низким содержанием углеводородов С3+высшие нагрузка на абсор-
бер увеличивается. Однако на установках НТА общее извлечение
целевых углеводородов мало зависит от перераспределения на-
грузок и изменения состава сырья.
Это преимущество процесса низкотемпературной абсорбции
имеет важное значение, так как по мере отработки нефтяных
месторождений состав попутного газа, поступающего на ГПЗ,
может существенно изменяться, и при отсутствии на заводе гиб-
ких схем могут возникнуть серьезные трудности с обеспечением
производства всех товарных продуктов, включая этан (на уста-
новках НТК уменьшение содержания в газе пропана и более тя-
желых углеводородов приводит к снижению извлечения этана
даже при неизменном содержании этого компонента в исходном
сырье).
Развитие процесса НТА имеет свою историю — на первом этапе
это был просто процесс абсорбции при низких температурах,
на последующих этапах был разработан ряд технических решений
по совершенствованию технологического и конструктивного оформ-
ления основных узлов (модулей) схемы НТА, реализация которых
позволила значительно повысить технико-экономические пока-
затели процесса низкотемпературной абсорбции.
ПАРАМЕТРЫ РАБОТЫ И ПУТИ СОВЕРШЕНСТВОВАНИЯ
ОСНОВНЫХ УЗЛОВ СХЕМЫ
НИЗКОТЕМПЕРАТУРНОЙ АБСОРБЦИИ
Эффективность работы отдельных аппаратов и процесса в целом
зависит от многих технологических и конструктивных параме-
тров, и в частности существенное влияние оказывают давление
и температура процесса, состав исходного сырья и качество
продуктов, число теоретических тарелок в абсорбционных и рек-
тификационных аппаратах, физико-химические свойства абсор-
бента и другие параметры. Исходя из этого, определились сле-
206
дующие основные направления совершенствования процесса НТА:
снижение температуры потоков, поступающих в абсорбер; повы-
шение давления в системе низкотемпературной конденсации
(охлаждения) и абсорбции газа; насыщение регенерированного
абсорбента этаном и (или) метаном за счет смешения абсорбента
с сухим газом абсорбера и (или) абсорбционно-отпарной колонны;
использование низкомолекулярных абсорбентов; организация про-
цесса абсорбции и десорбции в условиях регулируемого по высоте
аппарата теплосъема и т. д.
Узел абсорбции. Опыт эксплуатации установок НТА в США
и Канаде показал, что применение пропанового холодильного
цикла с изотермой испарения пропана от —30 до —40 °C позво-
ляет при соответствующем расходе абсорбента обеспечить извле-
чение 40—50% этана, до 95% пропана и около 100% газового
бензина при высоких технико-экономических показателях про-
цесса. При этом давление в абсорбере колеблется на разных ГПЗ
от 3 до 7 МПа. Оно зависит от многих факторов, и в частности
при переработке «сухих» газов (с низким содержанием углеводо-
родов С3+0Ь1СШИе) в системе можно поддерживать более низкое давле-
ние, чем при переработке «жирных» газов.
На отечественных ГПЗ давление в абсорбционных аппаратах
установок НТА составляет обычно при переработке нефтяных
(попутных) газов не более 4 МПа, при переработке природных
газов — до 5,5 МПа. При выборе рабочего давления в абсорбци-
онных системах ГПЗ принимают во внимание давление поступа-
ющего на завод газа, рабочее давление, при котором достигается
оптимальное извлечение товарной продукции; давление в ма-
гистральном газопроводе, предназначенном для транспортирова-
ния очищенного газа потребителям. В СССР начальное давление
в магистральных газопроводах составляет 5,4 или 7,4 МПа.
Поэтому в абсорбционных аппаратах установок НТА можно
в принципе поддерживать примерно такое же давление, как
в магистральном газопроводе. Однако повышение давления в аб-
сорбере имеет свои недостатки, и в частности приводит к увели-
чению извлечения легких нежелательных углеводородов, в ре-
зультате чего количество газа в абсорбционно-отпарной колонне
возрастает, что может привести к увеличению потерь пропана
и более тяжелых углеводородов с сухим газом АОК.
Были проведены расчетные исследования эффективности про-
цесса низкотемпературной абсорбции при давлениях 3,4 и 5,9 МПа.
В качестве сырья использовали газы нефтяных месторождений
Западной Сибири с содержанием пропана и более тяжелых угле-
водородов 463, 295, 210 и 137 г/м3. Анализ полученных данных
показал, что изменение давления в абсорбере по-разному влияет
на степень извлечения пропана в системе «абсорбер—АОК».
Увеличение давления от 3,4 до 5,9 МПа при переработке газов
с содержанием углеводородов С3+высшие 210 г/м3 приводило к не-
значительному^увеличению извлечения пропана, а при перера-
207
ботке более «жирных» газов — к уменьшению извлечения, так
как в этом случае возрастают потери пропана с сухим газом АОК-
За рубежом (в США, Канаде, Мексике и др.) на многих ГПЗ
рабочее давление в абсорберах установок НТА составляет 5,5—
7,0 МПа и более. Это, по-видимому, связано с тем, что многие пред-
приятия предназначены для переработки транзитного газа (в этом
случае завод размещается вблизи магистральных газопроводов)
или для переработки высоконапорного природного газа, а в ряде
случаев с тем, что заводы очищают высоконапорный газ месторо-
ждений, эксплуатация которых осуществляется с помощью сай-
клинг-процесса. Кроме того, это предопределяется также необ-
ходимостью извлечения этана из «тощих» природных и нефтяных
газов (или их смеси).
Снижение температуры и повышение давления в абсорбцион-
ных аппаратах установок НТА позволило использовать низко-
молекулярные абсорбенты (молекулярная масса 80—120) и обес-
печить реализацию процесса при более низком удельном расходе
абсорбента. Это имеет важное практическое значение для повыше-
ния эффективности процесса и увеличения единичной мощности
технологических линий газоперерабатывающих заводов.
Известно, что процесс абсорбции углеводородных газов про-
текает с выделением тепла — наибольший экзотермический эффект
наблюдается в верхней и нижней частях абсорбера, так как на-
верху поглощается основная масса метана и этана, а внизу — бу-
тана и более тяжелых углеводородов (рис. II 1.49). При перера-
ботке нефтяного газа средней «жирности» (С3+НЬ1Сшие = 300 г/м3)
в абсорбере больше поглощается метана и этана, чем пропана
и более тяжелых углеводородов (оценка проводилась в моль).
А это значит, что извлечение нежелательных компонентов (метана
и этана) приводит к большему выделению тепла, чем абсорбция
высокомолекулярных целевых углеводородов, так как метан и
этан имеют более высокие теплоты абсорбции при рабочих давле-
ниях процессов. При этом профиль изменения концентрации про-
пана, например, формируется по высоте аппарата так, что в ряде
случаев в средней части абсорбера начинается десорбция пропана
из абсорбента, стекающего с вышележащих тарелок (см.
рис. III.49, а).
Следовательно, в этих условиях развитие процесса может ли-
митироваться по некоторым компонентам из-за наступления тер-
модинамического равновесия. Поэтому, вероятно, увеличение
числа реальных тарелок в абсорбере (более 25—30) не способствует
повышению эффективности процесса. Таким образом, в условиях
адиабатического режима поглощение нежелательных компонен-
тов в абсорбере приводит к повышению средней температуры
абсорбции и неблагоприятному формированию профиля темпера-
тур по высоте аппарата и, как следствие, является одной из при-
чин снижения эффективности процесса разделения природных
и нефтяных газов.
208
Рис. 111.49.
Изменение:
а — содержания извлеченных компонентов в абсорбенте по высоте абсорбционного аппа-
рата.
1 — сырой газ; II — сухой газ; III — регенерированный абсорбент; IV — насыщенный
абсорбент;
б — температуры потоков по высоте абсорбционного аппарата:
I— газ; 2 — абсорбент.
Для нормализации теплового режима и повышения эффектив-
ности процесса разработаны различные технологические и кон-
структивные решения: съем тепла по высоте абсорбционного
аппарата за счет промежуточного охлаждения насыщенного абсор-
бента в теплообменниках, расположенных около абсорбера (охла-
ждение по схеме «абсорбер—холодильник—абсорбер»); охлажде-
ние насыщенного абсорбента в теплообменных устройствах, рас-
положенных внутри аппарата, включая вариант применения труб-
чаТо-решетчатых тарелок с оребрением и без оребрения трубок,
через которые циркулирует хладоагент; насыщение регенерирован-
ного абсорбента легкими углеводородами за пределами абсор-
бера со съемом тепла абсорбции перед подачей абсорбента в аппа-
рат и др.
Не исключено, что для повышения эффективности процесса
могут быть использованы варианты, при которых окажется
целесообразным использовать схемы с предварительным насыще-
нием абсорбента и съемом (подводом) тепла по высоте аппарата.
Первоначально на ГПЗ широкое распространение получили схемы
НТА со съемом тепла абсорбции по схеме «абсорбер—холодиль-
ник—абсорбер». В этом случае циркуляция жидкости через
теплообменники осуществляется за счет разности гидростатиче-
ского давления в начальной и конечной «точках» трубопровода,
209
по которому насыщенный абсорбент поступает в теплообменник
(холодильник) и перетекает с одной тарелки на другую.
Для оценки эффективности схемы с промежуточным охлажде-
нием абсорбента по системе «абсорбер—холодильник—абсорбер»
были выполнены расчетные исследования процесса при выводе
насыщенного абсорбента для промежуточного охлаждения с раз-
личных тарелок [95]. Эта задача была решена методом математи-
ческого моделирования, в основу которого был положен алго-
ритм, описанный в работе [96]. Эффективность оценивали для
этанового и пропанового режима (в первом случае за ключевой
компонент принимали этан, во втором — пропан). Это предопре-
делило методику исследования и режимные параметры процесса:
для этанового режима давление принято 4 МПа, для пропано-
вого — 1,6 МПа, общее количество отводимого тепла Q было
неизменным для каждого режима и составляло соответственно
170 и 290 МДж/ч (при расчете на 100 моль исходного газа). Ниже
приведены состав сырого газа и технологические параметры для
обоих режимов:
Режим абсорбции
пропановый этановый
Температура, °C
сырого газа............................. ' 35 35
тощего абсорбента................. 35 35
абсорбента после холодильника. . 0 —23
Давление (абсолютное), МПа............ 16 40
Li'G, моль/моль............................ 0,2 0,2
Состав газа, % моль
СН4 ............ 80,79 80,79
С2Н6 . . 9,04 9,04
С3Н8 ............ 4,94 4,94
изо-С4Н1() ....................... 2,12 2,12
н-С4Н12 .......................... 0,8 0,8
2С3Н12............................ 2,31 2,31
В процессе исследования для каждого режима выполнено один-
надцать расчетов на электронно-вычислительной машине. Первый
расчет отражал эффективность работы абсорбера при подаче ре-
генерированного абсорбента на первую (верхнюю) тарелку абсор-
бера с температурой 35 °C (фиксировалась работа аппарата без
предварительного глубокого охлаждения абсорбента и промежу-
точного съема тепла по высоте абсорбера). Второй расчет отражал
эффективность работы абсорбера при подаче абсорбента на первую
тарелку с температурой 0 °C в случае пропанового режима и
с температурой —23 °C в случае этанового режима (фиксировалась
работа аппарата при подаче охлажденного с 35 до 0 °C регенери-
рованного абсорбента на первую тарелку абсорбера без промежу-
точного съема тепла по высоте аппарата). При этом общее коли-
чество «снимаемого» тепла Q принималось за «эталон» и было не-
изменным для каждого режима.
Последующие расчеты (третий—одиннадцатый) отражали эф-
фективность работы абсорбера при подаче регенерированного
210
Рис. III.50.
Изменение количества извлеченных из газа компонентов в абсорбенте в зависимости
от места съема тепла абсорбции (пропановый режим):
1 — метан; 2 — этан; 3 — пропан; 4 — н-бутан; 5 — изобутан; 6 — пентан.
Рис. III.51.
Изменение количества извлеченных из газа компонентов в абсорбенте в зависимости от
места съема тепла абсорбции (этановый режим):
1 — метан; 2 — этан; 3 — пропан; 4 — н-бутан; 5 — нзобутан; 6 — пентан.
абсорбента на первую тарелку с температурой 35 °C и съеме тепла
по высоте аппарата за счет охлаждения насыщенного абсорбента
на одной из тарелок абсорбера до температуры, при которой
выполнялось условие Q — const (третий расчет — съем тепла
на второй тарелке, четвертый расчет — съем тепла на третьей
тарелке и т. д.). Таким образом фиксировалась эффективность
работы абсорбера при «перемещении» зон съема тепла по высоте
аппарата при Q = const.
На рис. III.50 представлены результаты указанных расчетов
в виде зависимости, характеризующей связь между количеством
извлекаемых компонентов в жидкости — абсорбенте и номером
тарелки, на которой производился съем тепла.
На рис. III.51 представлены результаты расчетов для этано-
вого режима. Сравнение их показало следующее. Чем легче клю-
чевой компонент, тем ближе к середине аппарата смещается в дан-
ном случае оптимальное место съема тепла абсорбции (Л^011Т).
Если необходимо получить максимальное извлечение компо-
нентов С4+1ЫСШие, то достаточно охлаждать только регенерирован-
ный абсорбент, если же требуется обеспечить максимальное из-
влечение этана, зону съема тепла следует сместить к середине
аппарата. При наличии одного промежуточного холодильника
одинаковое извлечение ключевого компонента достигается при
съеме тепла в верхней и нижней частях абсорбера. Однако эти
варианты неравноценны — в первом случае меньше извлекается
балласта.
Анализ указанных зависимостей показал также, что для
ключевого компонента (например, пропана) функция llt} = f (N4)
имеет экстремальный характер с пологим максимумом, а следо-
вательно, существует оптимальное положение зоны съема тепла,
211
при котором достигается максимальное извлечение пропана и
более тяжелых углеводородов при минимальном удельном извле-
чении балласта.
В последние годы при проектировании установок НТА стали
отказываться от промежуточного охлаждения насыщенного абсор-
бента по схеме «абсорбер—холодильник—абсорбер», так как при
такой организации процесса достигаются низкие коэффициенты
теплопередачи, и поэтому для съема тепла абсорбции требуются
большие поверхности теплообмена (это связано с низкой скоростью
движения абсорбента и отсутствием возможности регулировать
ее из-за ограниченного напора жидкости в системе). Кроме того,
съем тепла при наличии такой схемы осуществляется локально,
в одной или двух точках, хотя интенсивное выделение тепла при
абсорбции нежелательных легких углеводородов осуществляется
одновременно на нескольких верхних тарелках абсорбера.
Поэтому были разработаны рекомендации по предотвращению
извлечения легких углеводородов в абсорбере: на установках
НТА стали использовать узлы предварительного насыщения реге-
нерированного абсорбента легкими углеводородами — этаном и
(или) метаном, т. е. насыщение регенерированного абсорбента
балластом стали производить за Пределами абсорбера. Этот ва-
риант нормализации теплового режима процесса абсорбции от-
личается простотой и надежностью, что делает его весьма пер-
спективным.
Узел предварительного насыщения регенерированного абсор-
бента является теперь неотъемлемой составной частью современ-
ных процессов низкотемпературной абсорбции нефтяных и при-
родных газов. Применяют в основном три схемы предваритель-
ного насыщения.
Первый вариант (рис. 111.52) — регенерированный абсорбент
смешивается с сухим газом абсорбционно-отпарной колонны 4
и вместе с ним поступает в пропановый испаритель 5. В результате
контакта этих потоков регенерированный абсорбент насыщается
легкими углеводородами с одновременным съемом тепла абсорб-
ции. После этого насыщенный (балластом) регенерированный
абсорбент отделяется в сепараторе 6 от свободного газа и подается
на верхнюю тарелку абсорбера и АОК.
Второй вариант (рис. III.53) — регенерированный абсорбент
смешивается с сухим газом АОК 4 и вместе с ним поступает в про-
пановый испаритель 5. В результате контакта этих потоков абсор-
бент насыщается легкими углеводородами с одновременным съемом
тепла абсорбции. После разделения этой смеси в сепараторе 6
насыщенный абсорбент делится на два потока — один направ-
ляется на верхнюю тарелку АОК, другой смешивается с сухим
газом абсорбера и поступает в пропановый испаритель 7. В ре-
зультате этого абсорбент дополнительно насыщается легкими
углеводородами. После испарителя 7 смесь газа и абсорбента по-
ступает в сепаратор 8, откуда насыщенный регенерированный
212
Рис. Ш.52.
Принципиальная схема узла абсорбции с предварительным насыщением регенерирован-
ного абсорбента сухим, газом АОК (I вариант):
1.5 — пропановые испарители; 2, 6 — сепараторы; 3 — абсорбер; 4 — АОК; 7 — ри-
бойлер.
1 — сырой газ; II, V — сухой газ; III — сухой газ после предварительного насыщения
регенерированного абсорбента; /V — регенерированный абсорбент после предваритель-
ного насыщения; VI — регенерированный абсорбент; VII — деэтанизированный насы-
щенный абсорбент; VIII — теплоноситель.
Рис. Ш.53.
Принципиальная технологическая схема узла абсорбции с предварительным насыщением
регенерированного абсорбента сухим газом (II вариант):
1,5,7 — пропановые испарители; 2, 6, 8 — сепараторы; 3 — абсорбер; 4 — АОК; 9 —
рибойлер.
/ — сырой газ; // — сухой газ после предварительного насыщения регенерированного
абсорбента; III — регенерированный абсорбент после узла предварительного насыщения;
IV, VI — сухой газ; VII — регенерированный абсорбент; VIII — теплоноситель; IX —
деэтанизированный насыщенный абсорбент.
абсорбент подается на верхнюю тарелку абсорбера 3, а сухой газ
направляется потребителям.
Третий вариант (рис. III.54) — один поток регенерированного
абсорбента насыщается легкими углеводородами за счет смешения
с сухим газом абсорбера 3 и после охлаждения и пропановом испа-
рителе 7 и отделения от газа в сепараторе 8 подается на верхнюю
тарелку абсорбера 3. Другой поток регенерированного абсор-
бента насыщается легкими углеводородами в результате смешения
с сухим газом абсорбционно-отпарной колонны 4 и после охлажде-
ния в пропановом испарителе 5 и отделения от газа в сепараторе 6
подается на верхнюю тарелку абсорбционно-отпарной колонны 4.
Расчетные исследования описанных схем применительно к усло-
виям Нижневартовского ГПЗ показали, что при средней «жир-
ности» газа и низкой температуре потоков (—37 °C) извлечение
пропана обеспечивается в первом случае 76, во втором 83 и
в третьем 91 % (извлечение бутанов и более тяжелых углеводоро-
дов составляло во всех случаях около 100%). Опыт эксплуатации
Нижневартовского ГПЗ, где впервые в отечественной практике
была использована схема с предварительным насыщением регене-
рированного абсорбента легкими углеводородами, свидетельствует
о возможности снижения удельного расхода абсорбента за счет
этого мероприятия на 20%.
Таким образом, извлечение из газа легких углеводородов
регенерированным абсорбентом за пределами абсорбера с одно-
временным съемом тепла абсорбции позволяет уменьшить выделе-
213
Рис. Ш.54.
Принципиальная технологическая схема узла абсорбции с предварительным насыщением
регенерированного абсорбента сухим газом абсорбера и сухим газом АОК (Ш вариант):
1,5.7— пропановые испарители; 6,8 — сепараторы; 3 — абсорбер; 4 — АОК; 9 — ри-
бойлер.
/ — сырой газ; Г1 — сухой газ абсорбера после предварительного насыщения регенери-
рованного абсорбента; III — регенерированный абсорбент; IV, V — сухой газ; VI —
сухой газ АОК после предварительного насыщения регенерированного абсорбента; VII —
регенерированный абсорбент после предварительного насыщения; VIII — теплоноситель;
IX — деэтанизированный насыщенный абсорбент.
Рис. Ш.55.
Схема узла абсорбции с предварительным насыщением регенерированного абсорбента и
отбензиниванием сырого газа:
1,4 — холодильники; 2 — абсорбер; 3 — сепаратор. Обозначения потоков см. в тексте.
ние тепла в верхней части аппарата и в результате этого увели-
чить степень извлечения из газа целевых углеводородов или сокра-
тить удельный расход абсорбента при неизменной степени извле-
чения товарной продукции.
Теория и практика показывает, что на установках НТА можно
уменьшить выделение тепла не только в верхней, но и в нижней
части абсорбера и обеспечить в результате этого благоприятные
условия для увеличения степени извлечения целевых углеводо-
родов в абсорбере. Для этого необходимо частично извлечь из
сырого газа за пределами абсорбера бутаны и более тяжелые
углеводороды насыщенным абсорбентом, стекающим с нижней
тарелки абсорбера, т. е. произвести отбензинивание исходного
сырья за пределами абсорбционного контура. В ряде случаев
на установках НТА для повышения эффективности процесса
используют одновременно узел предварительного насыщения реге-
нерированного абсорбента легкими углеводородами и узел пред-
варительного отбензинивания сырого газа насыщенным абсор-
бентом.
Ниже приведены основные расчетные уравнения модуля абсорб-
ции с предварительным насыщением регенерированного абсор-
бента легкими углеводородами и предварительным отбензинива-
нием сырого газа насыщенным абсорбентом (рис. III.55) [97].
В основу вывода зависимостей, необходимых для расчета такой
схемы, положено уравнение Эдмистера, учитывающее наличие
214
в регенерированном абсорбенте извлекаемых из газа компонентов
и влияние их на эффективность абсорбции:
/Ая+1
LqXq
АУп+1Уп+1
(II1.24)
где Е — коэффициент извлечения компонента из газа с учетом наличия в реге-
нерированном абсорбенте остаточных компонентов; А — фактор абсорбции;
п — число теоретических тарелок в абсорбере; Gn+l> Уп+i — количество молей
извлекаемого компонента в сыром газе; Loxo — количество молей извлекаемого
компонента в регенерированном абсорбенте.
Общий коэффициент извлечения компонента из газа в целом
по схеме определяют по уравнению
ф = 1 — (1 —£*) (1 —£2) (1 —£3) (III.25)
где Е± Е2, Е3 — коэффициенты извлечения компонентов соответственно в узле
предварительного отбензинивания сырого газа, в абсорбере и в узле предвари-
тельного насыщения регенерированного абсорбента сухим газом.
Для определения этих коэффициентов были получены соот-
ношения
- 1
(III.26)
где фактор абсорбции Д3 = ~—гг\ К3 — константа фазового равновесия компо-
нента при температуре и давлении в аппарате предварительного насыщения ре-
генерированного абсорбента. Число теоретических тарелок можно принять рав-
ным единице.
= ^2г+1~л2 П _ Еа(1-£а)-|
A^+1 — 1 L Аа J
(III.27)
J __Y
где фактор абсорбции А2 = -г, ; Кч — константа фазового равновесия компо-
*181 ^2
нента при температуре и давлении в абсорбере. Число теоретических тарелок
принимается обычно равным не более 8.
£1
Л11+1 - А1 _ [1 — (1 — g3) (1 — £-3) (1 — Ф)]
V (1—£)(1 — Е3)
(III.28)
[ Д’ .
где фактор абсорбции Аг = -г,-1 L ; Кг — константа фазового равновесия компо-
г 21/2^1
пента при температуре и давлении в узле предварительного отбензинивания сы-
рого газа. Число теоретических тарелок можно принять равным единице.
Тогда, имея соотношения для определения коэффициентов из-
влечения компонентов на каждой ступени разделения газа (Elt
Е2, Е3) и используя допущение о постоянстве соотношения пото-
/ А„ к. Ап Кч X
ков жидкость — газ I и }, можно получить
из уравнения (111.25) выражение для определения общего коэф-
фициента извлечения компонента из газа в целом по схеме
ф =________лэ (« + + 9г)______ (III 29)
ф Аа (а + А,-02) +сф (1 -0г) Щ J
216
к к
где а = 0 = —~ (К, и Кг— константы фазового равновесия извлекаемого
Л1 л2
компонента соответственно для узлов предварительного отбензинивания газа
и абсорбера);
д'Ч+1__ д
д _ ______22
2~ A^+1 — 1
Для схемы без предварительного отбензинивания сырого газа
(р = 1) уравнение (II 1.29) имеет следующий вид
ф = . . —ад- (111.30)
^2 (а “Ь ^2 — ®а) « (1 92)
Для схемы без узла предварительного насыщения регенери-
рованного абсорбента легкими углеводородами (а = 1) уравне-
ние (II 1.29) будет иметь вид
______^2 (1 ~f~ А2 62)__
<₽ д2 (1 Д2 — 02) + Р(1 — 02) ( }
Анализ процесса абсорбции при разных степенях неадиабатич-
ности, проведенный применительно к разделению газов пиролиза,
показал [98], что при изотермическом режиме могут быть до-
стигнуты более высокие показатели, чем при адиабатическом
режиме.
Исследования и практика свидетельствуют о том, что условия,
близкие к изотермическим, могут быть реализованы в абсорбцион-
ных аппаратах с трубчато-решетчатыми тарелками (указанные
контактные устройства позволяют отводить тепло непосредственно
в зоне процесса) [99]. В связи с этим была изучена эффективность
процесса абсорбции в условиях, близких к изотермическим (тем-
пература по высоте абсорбера поддерживалась около 20 °C).
Опыты проводили на промышленной колонне с 42 трубчато-
решетчатыми тарелками, которые были выполнены в виде плоской
спирали Архимеда из трубок диаметром 22/19 мм (диаметр аппа-
рата 400 мм). Абсорбция нефтяного газа осуществлялась на 30 та-
релках.
Опытно-промышленный абсорбер был включен в схему на
одном из ГПЗ параллельно с промышленной абсорбционной ко-
лонной с 30 кругло-колпачковыми тарелками (диаметр промыш-
ленного абсорбера 2,4 м, расстояние между тарелками 600 мм).
Съем тепла абсорбции в промышленном аппарате осуществлялся
по схеме «абсорбер—холодильник—абсорбер». В отличие от дру-
гих ГПЗ абсорбционная установка на этом заводе является ком-
бинированной и предназначена для совместной переработки неф-
тяного газа и газового конденсата. Газовый конденсат, поступа-
ющий на завод, используется вначале в качестве абсорбента (для
извлечения из попутного газа пропана и других углеводородов),
после абсорбции конденсат-абсорбент разделяется на блоке колонн
с целью получения содержащихся в нем пропана, бутана, бензина,
дизельного топлива и других продуктов.
216
Таким образом, на этой установке отсутствует замкнутый
цикл абсорбента (газового конденсата) по системе абсорбер—
десорбер. По замкнутой схеме на установке циркулирует только
дизельное топливо, которое подается на верхнюю тарелку абсор-
бера для предотвращения уноса из аппарата основного абсорбента
(газового конденсата) с сухим газом абсорбера. Следовательно, на
этом ГПЗ используется двухступенчатая абсорбция нефтяного газа.
Поступающий на завод нефтяной газ компримировали до
1,6 МПа и с температурой 25 °C направляли в промышленный
и опытный абсорберы. В эти аппараты подавали два абсорбента
на разные тарелки — дизельное топливо и нестабильный газовый
конденсат. Съем тепла в опытном абсорбере производили за счет
подачи в трубчато-решетчатые тарелки газового конденсата,
предварительно охлажденного в системе аммиачного холодильного
цикла. В результате исследований было установлено, что эффек-
тивность абсорбера с трубчато-решетчатыми тарелками значи-
тельно выше эффективности промышленного абсорбера. Извлече-
ние пропана в промышленном абсорбере при максимально достиг-
нутой нагрузке по газу и удельном расходе абсорбента 2,2—
3 л/м3 составляло 65% от потенциального содержания в исходном
газе, что в 1,3 раза меньше, чем в аппарате с трубчато-решетча-
тыми тарелками (на этом заводе в течение многих лет эксплуати-
ровался промышленный абсорбер с трубчато-решетчатыми тарел-
ками диаметром 2,4 м).
Для изучения эффективности процесса абсорбции при различ-
ном съеме тепла по высоте аппарата были выполнены расчетные
исследования по оптимизации профиля теплосъема [1001. При этом
исходили из того, что на установках с адиабатическим режимом
работы абсорбера затраты холода складываются из затрат на охла-
ждение сырого газа (Qx), тощего абсорбента (Q2) и на поддержание
заданной температуры в узле предварительного насыщения абсор-
бента легкими углеводородами (qn). Кроме того, было принято,
что величины Q1 и Q2 являются входными параметрами схемы,
а дп определяется заданным коэффициентом извлечения ключе-
вого компонента. Схема узла абсорбции приведена на рис. III.56.
Решение поставленной задачи выполнено с помощью нелиней-
ного программирования. Эффективность работы абсорбера оце-
нивали с помощью критерия приведенных затрат
ф = Цт Е 9/ + Цх У + ЕК (Ш-32)
/=1 /=1
где т — число тарелок, на которые подводится тепло; п — число тарелок, на
которых снимается тепло, Цт, Цх — соответственно цены на производство еди-
ницы тепла и холода; q — количество тепла (холода), кДж/ч; Е — нормативный
коэффициент эффективности; К — капитальные вложения.
Применительно к условиям газоперерабатывающих заводов принимается,
что съем и подвод тепла осуществляется при постоянной изотерме, так как реа-
лизация процессов на нескольких изотермах сопряжена на ГПЗ с техническими
трудностями (такие системы не находят пока применения).
217
Рис. 111.56.
Схема узла абсорбции.
В качестве варьируемых переменных
были приняты величины внешнего под-
вода (отвода) тепла на тарелках аппа-
рата. Поиск экстремума функции (III.32)
проводили при следующих ограничени-
ях: М = const — число тарелок в аппа-
рате, Тумаке Тj Тмин (Т/ темпера-
тура на тарелках; Тмип и 7’манс — пре-
дельно допустимые температуры охлаж-
дения и нагревания, определяемые
используемыми хладоагентом и теплоно-
сителем); qj < <?макс (7; — количество
тепла, снимаемого (подаваемого) на та-
релке, 7макс — предельный уровень теп-
лосъема на тарелке]; Tv = const —тем-
пература хладоагента (теплоносителя);
ср = const — коэффициент извлечения ключевого компонента; ф =
= const — требования к качеству основного продукта.
При этих ограничениях величина капитальных затрат (К)
незначительно меняется в ходе оптимизации, поэтому в дальней-
шем этот параметр был исключен из критерия (III.32). Матема-
тическое описание объекта оптимизации основано на термодина-
мической модели процесса. Решение системы уравнений матери-
альных, тепловых балансов и уравнений парожидкостного рав-
новесия проводили методом встречной релаксации [101—103].
Экстремум функции (II 1.32) находили методом тяжелой материаль-
ной точки [104 ]; он сводился к направленной деформации профиля
теплосъема по высоте аппарата.
Поиск оптимального профиля теплосъема осуществляли для
условий низкотемпературной абсорбции нефтяного газа. Произ-
водительность блока НТА принята равной 1 млрд. м3/год нефтя-
ного попутного газа, имеющего состав, характерный для районов
Западной Сибири:
Компоненты Сырой газ, % масс. Абсорбент % масс.
сн4 ... 70,92 0,00
с2не . . . 6,48 00,00
с3на . . . 10,12 0,00
изо-С4Н10 2,65 0,00
Компоненты Сырой газ, % масс. Абсорбент, % масс.
н-С4Н10 . . 5,63 0,00
изо-С5Н12 1,57 0,00
Н-С6Н12 . 1,69 0,00
С6н14 . . . 0,94 100,00
Число теоретических тарелок в абсорбере принято равным
восьми (восьмая тарелка моделирует узел предварительного насы-
щения абсорбента). Давление в колонне 3,5 МПа. Температуру
сырого газа принимали равной температуре в узле предваритель-
ного насыщения абсорбента.
218
Рис. 111.57.
Профиль температур и теплосъема по высоте
абсорбера при t — —20 °C, L = 75 т/ч, ф =
= 90%:
О — адиабатический режим; □ — изотермиче-
ский режим; д — оптимальный режим.
Для получения сопоставимых
результатов расчет производится
следующим образом. При задан-
ных температурных условиях и
плотности орошения рассчитыва-
ют адиабатический режим, в ре-
зультате которого определяют величины qn и <р (коэффициент
извлечения пропана для данного случая). Затем подбирают такой
изотермический режим, при котором достигается заданный коэф-
фициент извлечения пропана, и таким образом определяют про-
филь теплосъема qL по высоте аппарата. После этого проводят
поиск оптимума по описанному выше алгоритму. Результаты
расчетов представлены в табл. III.8 и на рис. III.57—III.59.
Анализ полученных данных показал, что затраты холода на
процесс абсорбции максимальны в адиабатическом режиме. Наи-
меньшие затраты соответствуют оптимальному режиму.
В оптимальном режиме профиль съема тепла по высоте аппарата
существенно зависит от входных параметров процесса и не под-
дается унификации: при t = —20 °C, L = 75 м®/ч и <р = 90%
оптимальные условия достигаются при съеме тепла на одной тео-
Рис. III.58.
Профиль температур и теплосъема по высоте абсорбера при t = —23 °C* L = 75 т/ч,
Ф == 92%.
Условные обозначения см. на рис. III.57.
Рис. III.59.
Профиль температур и теплосъема по высоте абсорбера при t = —15 °C, L = 75 т/ч,
Ф = 84%.
Условные обозначения см. на рис. III.57.
219
ретической тарелке (рис. III.57); при t = —23 °C, L = 75 м3/ч
и <р = 92 % — на двух теоретических тарелках (рис. 111.58).
При других параметрах для достижения оптимального режима
съем тепла необходимо осуществлять почти на всех тарелках
(рис. III.59). В рассмотренных вариантах профиль съема тепла
существенно изменяется, а характер температурного профиля
остается практически неизменным. При этом температурный
профиль формируется таким образом, что исключается необходи-
мость предварительного насыщения абсорбента легкими углево-
дородами.
Оптимальный режим в отличие от адиабатического режима
характеризуется равномерным изменением движущих сил по
высоте аппарата (рис. III.60 и III.61). Особенно показателен в этом
отношении рис. III.61. Характер кривых, представленных на
этом рисунке, показывает, что в оптимальном режиме абсорбент
насыщается равномерно по высоте аппарата, в то время как
в адиабатическом режиме абсорбент теряет абсорбционные свой-
ства сразу же после узла предварительного насыщения и лишь
на выходе из колонны, встречаясь с сырым (исходным) газом
и охлаждаясь за счет этого, он вновь приобретает способность
поглощать из газа соответствующие компоненты.
На рис. III.61 показаны профили изменения количества компо-
нентов в абсорбенте по высоте аппарата в оптимальном и в адиаба-
тическом режимах. Из рисунка видно, что в адиабатическом ре-
жиме в средней части абсорбера происходит десорбция метана
и этана. Это связано с дополнительными затратами холода. В опти-
мальном режиме указанные компоненты поглощаются равномерно
по высоте аппарата.
В данном случае количественная оценка затрат холода отно-
сится только к абсорбции, так как в тепловом балансе схемы не
учитывалась рекуперация холода сухого газа, температура кото-
Таблица III.8. Затраты холода при различных режимах работы абсорбера
Температура в узле пред- варительного Объем Коэффициент Адиабатиче- Изотермиче- ский режим Оптималь- ный режим
насыщения извлечения ский режим н. и
регенериро- ванного ванного аб- сорбента, ма/ч пропана <р, % ’„•io-3. кДж/ч S^..lO-з,
абсорбента, °C кД ж/ч кД ж/ч
—23 55 83 5670 4242 886
75 92 6426 4746 1513
95 97 6972 5292 2812
—20 55 80 5670 4116 773
75 90 6342 4536 1260
95 96 6846 4998 3137
—15 55 73 5334 3696 805
75 84 5880 3948 1457
95 92 6174 4074 2260
220
Рис. 111.60.
Профиль изменения содержания извлеченных из газа компонентов в абсорбенте по высоте
абсорбционного аппарата:
Ci — метан; С2 — этан; С3 — пропан, О — адиабатический режим; • — оптимальный
режим.
Рис. II1.61.
Профиль изменения количества извлеченных из газа компонентов в абсорбенте по высоте
абсорбера.
Условные обозначения см. на рис. 111.60.
рого во всех режимах существенно отличалась. При низких тем-
пературах сравнительная оценка затрат холода может быть про-
ведена только на основе оптимизационных расчетов всего техноло-
гического контура с учетом рекуперации холода всех потоков
блока абсорбции. По предварительной оценке оптимизация съема
тепла по высоте абсорбера позволяет снизить затраты холода
по блоку абсорбции на 15—20%. Если процесс абсорбции прово-
дят при повышенных температурах и рекуперация холода сухого
газа малоэффективна, результаты оптимизации по контуру абсор-
бера будут справедливы и для блока абсорбции в целом.
Для практической реализации оптимального или изотермического режима
целесообразно использовать, в частности, абсорберы с трубчато-решетчатыми
тарелками, так как съем тепла в таких аппаратах производится непосредственно
в зоне контакта взаимодействующих фаз. При такой организации процесса не
требуются традиционные теплообменные устройства, работающие в схеме «абсор-
бер—холодильник—абсорбер». При наличии трубчато-решетчатых тарелок изо-
термический режим или режим, близкий к оптимальному, может быть обеспе-
чен в ряде случаев за счет подачи в трубчато-решетчатые тарелки технологиче-
ских потоков с относительно высокой температурой, при которой может ока-
заться невыгодным охлаждать сухой газ или тощий абсорбент в обычных тепло-
обменных аппаратах, так как с большей эффективностью эти потоки можно
использовать для съема тепла в абсорберах с трубчато-решетчатыми тарелками
или другими аналогичными тепломассообменными устройствами. Могут быть
варианты, при которых для этой цели окажется выгодным использовать «бро-
совый» холод различных газообразных и жидких продуктов, получаемых при
добыче нефтяных (природных) газов и газового конденсата.
221
С помощью однорядных трубчато-решетчатых тарелок можно
обеспечить съем тепла 525—546 тыс. кДж/ч (в расчете на одну
теоретическую тарелку). Это не всегда обеспечивает возможность
достижения абсолютного оптимума. Поэтому был произведен
поиск оптимума с ограничением теплосъема с одной теоретической
тарелки. В этом случае поиск оптимального режима можно осу-
ществить с помощью описанного выше алгоритма. Для этого в кри-
терий оптимизации необходимо ввести функцию штрафа, которая
в случае превышения заданного уровня теплосъема будет резко
повышать значение целевой функции. Анализ показал, что при
выполнении этого условия функция цели увеличивается незна-
чительно, а качество оптимума практически не ухудшается.
При этом ярко выраженные максимумы локального теплосъема
не только перераспределяются на несколько тарелок (образуются
целевые зоны возможного съема тепла), но и вообще могут изме-
нять свое местоположение [100]. Это обстоятельство необходимо
учитывать при оптимизации режима работы массообменных
аппаратов.
Одним из возможных способов повышения эффективности
работы установок НТА является организация процесса абсорбции
с подводом тепла в нижнюю часть абсорбционной колонны. В ре-
зультате этого снижается нагрузка абсорбционно-отпарной ко-
лонны и сокращается количество низконапорного газа, получае-
мого при деэтанизации насыщенного абсорбента в АОК. При на-
личии в насыщенном абсорбенте большого
количества метана и этана ухудшается ра-
бота АОК, увеличиваются потери пропана
с сухим газом абсорбционно-отпарной ко-
лонны. Установлено, что при деметаниза-
ции насыщенного абсорбента непосредст-
венно в абсорбере деэтанизацию насыщен-
ного абсорбента можно проводить по рек-
тификационной схеме — применение ее
позволяет сократить в ряде случаев затраты
на регенерацию абсорбента на 18—40%
[105].
Схема с деметанизацией насыщенного
абсорбента в абсорбере была апробирована
на опытной установке (рис. III.62) [106].
Для проведения в одном аппарате процес-
сов абсорбции нефтяного газа и деметани-
Рис. III.62.
Принципиальная технологическая схема опытной уста-
новки абсорбции нефтяного газа:
/ _ хладоноситель; II — нефтяной газ; III — сухой
газ; IV — абсорбент—стабильный конденсат; V — абсор-
бент—нестабильный конденсат; VI — насыщенный абсор-
бент; VII — теплоноситель.
222
зации насыщенного абсорбента опытный абсорбер с труб-
чато-решетчатыми тарелками был дооборудован паровым подо-
гревателем *, который позволял изменять температуру в ниж-
ней кубовой части абсорбера от 14 до 130 °C. Характеристика
абсорбера-деметанизатора: диаметр 400 мм, межтарельчатое рас-
стояние 300 мм, свободное сечение тарелок 18,6%, ширина щели
на тарелке или расстояние между рядами труб 5 мм. Тепло абсорб-
ции снимали за счет подачи в трубчато-решетчатые тарелки газо-
вого конденсата, предварительно охлажденного в системе аммиач-
ного холодильного цикла. Это позволяло проводить процесс
абсорбции в условиях благоприятного теплового режима и под-
держивать температуру в абсорбционной секции в пределах
12—14 °C.
На установке использовали два абсорбента — нестабильный
конденсат подавали на четвертую тарелку (счет с верха) абсор-
бера — деметанизатора, стабильный — на первую тарелку. Хи-
мический состав сырого нефтяного газа и абсорбентов приведен
ниже:
Содержание, % масс.
сн4......................
с,н6.....................
С3н8.....................
...............
«-С4Н10..................
2С5Н12...................
SCeH14...................
SC-H14 + высшие..........
Сырой нефтяной (попутный) газ Абсорбент
нестабиль- ный кон- денсат стабильный конденсат
60,8 — —
11,4 — —
14,0 0,3 0,1
3,4 0,7 0,2
7,8 2,7 1,4
2,6 7,4 3,3
— 19,0 15,0
— 69,8 80,0
В процессе исследования изменяли только температуру в нижней
кубовой части аппарата; все остальные параметры были неиз-
менны: расход исходного нефтяного газа составлял 1370 м3/ч,
удельный расход абсорбента 2,85 л/м3 газа, соотношение
тяжелого и легкого абсорбента было 1 : 2, температура аб-
сорбента не превышала 7—10 °C, рабочее давление составляло
1,58 МПа.
На рис. II 1.63 представлены зависимости изменения коэффи-
циентов извлечения (ср) метана, этана и пропана от температуры
низа абсорбера — деметанизатора (i^), из которых следует, что
с повышением температуры до 100—ПО °C извлечение пропана
остается неизменным, а извлечение метана и этана непрерывно
уменьшается и при 100—ПО °C достигается практически полная
деметанизация насыщенного абсорбента. Ниже приведены данные
* Это было сделано в связи с неисправностью нижних тарелок — при хоро-
шем их состоянии водяной пар можно было подавать в трубки тарелок.
223
о фактическом изменении температур по высоте аппарата, работа-
ющего в режимах абсорбера и абсорбера-деметанизатора:
Температура потоков,
°C
Температура потоков
на тарелках (счет сверху), °C
Режим
Абсорбера
Абсорбера-деметани-
затора
сырого газа абсорбента насыщенного абсорбента (низ колонны) сухого газа (верх колонны) 40 34 28 23 17 11 5
24 8 20 10 20 20 15 12 12 12 10
24 8 98 11 27 22 17 14 12 12 11
Анализ экспериментальных и расчетных данных показал, что
слабая зависимость извлечения пропана от температуры низа
абсорбера-деметанизатора (рис. II 1.64) обусловлена тем, что при
Рис. 111.63.
Извлечение углеводородов в абсорбере-деметанизаторе в зависимости от температуры
в нижней части аппарата.
Экспериментальные данные: О — метан; * — этан; X — пропан, 1, 2, 3 — расчетные
зависимости.
Рис. 111.64.
Потери пропана (Сл) с сухим газом абсорбера — деметанизатора и с сухим газом АОК
в зависимости от температуры в нижней части абсорбера-деметанизатора
/кг'
1000 м3 нефтяного газа
/ — АОК; 2 — абсорбер; 3 — суммарные потери пропана из абсорбера и АОК-
224
Таблица III.9. Характер изменения газового потока и распределения
температур по высоте абсорбера-деметанизатора (расчетные данные)
Параметры Номер теоретической тарелки (счет снизу)
1 2 3 4 5 6 7 8
Количество газа (по- 2,4 1,7 61,4 * 60,4 60 58,9 55,9 54,5
кидающего тарел- ку), кмоль/ч Температура, °C 97 25 22 16 14 12 12 11,5
* Сырой газ в количестве 59,7 кмоль/ч подавали под третью тарелку.
повышении температуры до 100—ПО °C профиль температур по
высоте абсорбционной секции аппарата практически не изме-
нялся (табл. II 1.9), а газовый поток увеличивался за счет газов
деметанизации незначительно (см. табл. III.9) и не мог оказать
существенного влияния на эффективность процесса в абсорб-
ционной секции аппарата.
На рис. III.64 приведены данные, характеризующие эффектив-
ность работы системы «абсорбер — деметанизатор — абсорб-
ционно-отпарная колонна» применительно к одному из газопере-
рабатывающих заводов при повышении температуры в нижней
кубовой части абсорбера-деметанизатора с 23 до 130 °C. Анализ
этих данных показал, что зависимость, отражающая связь между
величиной суммарных потерь пропана в системе и температурой
низа абсорбера-деметанизатора, имеет экстремальный характер
с минимумом, проявляющимся при температуре около 100 °C.
Экстремальный характер функций можно объяснить тем, что за-
висимость эта отражает действие двух противоположно напра-
вленных факторов, интенсивность которых определяется темпе-
ратурой низа абсорбера-деметанизатора (имеется в виду интенсив-
ность роста потерь пропана с сухим газом абсорбера-деметани-
затора и снижения потерь пропана с сухим газом АОК). Исполь-
зование абсорбера-деметанизатора позволяет в данном случае
сократить потери пропана на установке масляной абсорбции при-
мерно на 30%, а также уменьшить в 2 раза нагрузку абсорбцион-
но-отпарной колонны и в результате этого снизить теплоэнерге-
тические затраты на проведение процесса.
Схема с предварительной деметанизацией насыщенного абсор-
бента может быть легко реализована в аналогичных условиях на.
действующих газоперерабатывающих заводах. Рассматривая
этот вопрос, необходимо иметь в виду, что подвод тепла в нижнюю
кубовую часть абсорбера, работающего при низких температурах,
исключает возможность использования холода насыщенного аб-
сорбента. Это может привести к увеличению теплоэнергетических
затрат на проведение процесса низкотемпературного разделения
газа. Кроме того, использование абсорбера-деметанизатора на
8 Берлин М. А. н др. 225
установках НТА осложняется тем, что значительная часть метана
и этана конденсируется в системе предварительного отбензинива-
ния газа (т. е. в узле НТК) и вместе с ШФУ поступает в абсорб-
ционно-отпарную колонну. Поэтому содержание метана и этана
в сырьевом потоке АОК может быть достаточно высоким, несмотря
на повышение температуры в нижней части абсорбера. Ниже при-
водятся расчетные составы (в кмоль/ч) сырья абсорбционно-
отпарной колонны установки НТА (применительно к одному из
ГПЗ) без подвода тепла и с подводом тепла в кубовую часть абсор-
бера (давление в абсорбере 3,43 МПа, температура сырого газа
и тощего абсорбента равна —23 °C, температура насыщенного
абсорбента в кубовой части —10 °C):
Компо- ненты Конденсат в узле НТК Вариант беа подо- грева низа абсорбера Вариант с подогревом низа абсорбера до 50 °C
насыщенный абсорбент сырье в АОК насыщенный абсорбент сырье в АОК
сн4 131,4 100 231,4 46 177,4
с2нв 51,3 46,9 98,2 43,9 95,1
С3Н8 125,4 90,4 215,8 90,2 215,6
Таким образом, в данном случае более 50% метана, поступа-
ющего в АОК, извлекается до поступления газа в абсорбер. По-
этому в результате подвода тепла в низ абсорбера содержание
метана уменьшается в сырье АОК только на 30%, а содержание
этана практически не изменяется. В этих условиях вопрос о де-
этанизации насыщенного абсорбента и ШФУ по ректификационной
схеме можно будет решить только на основе технико-экономиче-
ского анализа достоинств и недостатков такого варианта.
Узел деэтанизации. Важным элементом схемы абсорбционного
процесса разделения нефтяных и природных газов является узел
деэтанизации насыщенного абсорбента. От эффективной работы
этого узла зависит глубина извлечения легких нежелательных
углеводородов (метана и др.) из сырьевых потоков, содержание
которых регламентируется в товарных продуктах ГПЗ. При
производстве пропана и более тяжелых углеводородов количество
этана ограничивается, например, в сырьевом потоке десорбера
из-за того, что повышенное его содержание приводит к необхо-
димости ужесточения условий конденсации широкой фракции
углеводородов (С3+ВЬ1СШпе), получаемой с верха десорбера, а при
отсутствии такой возможности возникает проблема компримиро-
вания и смешения этой продукции с сырым газом с целью повтор-
ного извлечения ее в абсорбере, т. е. возникает необходимость
рекомпрессии и реабсорбции несконденсировавшихся углеводоро-
дов. При повышенном содержании этана в сырьевом потоке де-
сорбера ухудшается качество пропановой (пропан-бутановой)
226
фракции, получаемой на газофракционирующих установках
(ГФУ), а также создаются трудности в обеспечении необходимой
четкости разделения ШФУ.
При переработке ШФУ на газофракционирующих установках ГПЗ содер-
жание этана в широкой фракции не должно превышать 2% масс, в расчете на
пропан. В случае если ШФУ передается на центральные газофракционирующие
установки, в составе которых имеется собственный узел деэтанизации, содержа-
ние этана регламентируется в ШФУ на уровне 3—5% масс.
При неудовлетворительной организации режима работы аб-
сорбционно-отпарной колонны содержание целевых углеводоро-
дов (пропана и др.) в сухом газе АОК увеличивается, что приводит
к уменьшению производства ШФУ, поскольку больше целевых
углеводородов попадает в топливный сухой газ.
Во ВНИИгаз было проведено обследование работы АОК ряда
абсорбционных установок ГПЗ. В табл. III.10 и III.II приведены
основные технологические параметры и качественные показатели
работы узлов деэтанизации абсорбционных установок пяти газо-
перерабатывающих заводов [107]. Отличительная особенность
Таблица III.10. Технологические параметры и основные качественные показатели
работы узла деэтанизации
Показатели ГПЗ
1 2 3 4 5
Давление, МПа
в абсорбере 3,5 2,9 1,32 1,4 3,1
в АОК Температура, °C 0,77 1,02 1,15 0,9 1,15
верха АОК 38 43 30 28 35
регенерированного абсорбента, посту- пающего в АОК 36 39 28 16 32
сырья 180 42 46 30 85
насыщенного абсорбента на глухой та- релке АОК 187 100 82 53 60
низа АОК 245 210 128 130 145
Количество регенерированного абсорбента, поступающего в АОК, % от его количе- ства, поступающего в абсорбер Количество сухого газа из АОК, % от рас- хода сырого газа, поступающего в абсор- бер 34,5 18,0 20,0 24,0 40,0
5,48 5,7 8,0 4,2 14,5
Удельный расход регенерированного абсор- бента в АОК, л/м3 сухого газа Состав сухого газа, % масс. 19,8 10,8 27,7 20,0 8,0
СН4 Ч- N2 66,1 49,3 16,2 16,7 21,4
С2н6 30,4 41,2 71,2 64,8 48,6
С3Н8 + высшие 3,5 9,5 12,6 19,4 30,0
Содержание углеводородов С3+Рысшие в су- хом газе АОК, % от потенциального их содержания в сыром газе, поступающем в абсорбер 3,5 3,3 6,0 4,2 14,5
8*
227
Таблица III.11. Качество регенерированного (тощего) абсорбента [107]
I гпз I Фракционный состав абсорбента—выкипает (% объемный) при темпе- ратуре, вС Выход. % Содержание углеводородов в абсорбенте, % масс.
н. к. 150 175 200 К. к. сн. С2н« с,н. иэо-С4Н10 ft-CiHi о
1 130 10 30 35 309 97 0,00379 0,0377 0,0438 0,0196
2 129 6 24 60 287 98 0,044 0,03 0,11 0,028 0,038
3 71 2,5 3 3,5 320 95 0,06 0,33 0,36 0,20 0,470
технологических схем АОК заключалась в следующем. На ГПЗ
№ 1 температура в нижней кубовой части колонны поддержива-
лась за счет циркуляции нижнего продукта через нагревательную
печь; на ГПЗ № 2—5 температура в кубовой части АОК поддержи-
валась за счет циркуляции нижнего продукта колонны через
рекуперативные теплообменники, где в качестве теплоносителя
использовали горячий регенерированный абсорбент, выходящий
с низа десорбера.
На этих заводах количество сухого газа, получаемого в АОК,
достигало 4,2—14,5% масс, от общего количества сырого газа,
поступающего в абсорбер. При этом расход регенерированного
(тощего) абсорбента составлял 8—27,7 л/м3 сухого газа (18—
40% от общего объема абсорбента, подаваемого в абсорбер). Тем-
пература в нижней кубовой части АОК поддерживалась на уровне
130—245 °C. Из этих данных следует в частности, что деэтаниза-
ция насыщенного абсорбента на установках МАУ сопряжена
с большими эксплуатационными расходами. Кроме того, даже при
таких условиях деэтанизации потери углеводородов С3+высшие
с сухим газом АОК достигали на некоторых ГПЗ 14% от потен-
циального их содержания в сыром газе. При этом на ряде ГПЗ
из-за неудовлетворительной работы АОК объем несконденсиро-
вавшихся углеводородов, поступающих в рефлюксную емкость
десорбера, составлял 140 тыс. м3/сут, или 12% от общего объема
сырого газа [108]. Рекомпрессия и реабсорбция этих продуктов
сопряжена с дополнительными капитальными и эксплуатацион-
ными затратами. Поэтому необходимо стремиться к созданию
условий для наиболее полной конденсации широкой фракции,
получаемой с верха десорбера.
Во ВНИИгаз для разработки рекомендаций по совершенство-
ванию технологических схем узла деэтанизации насыщенного
абсорбента были проведены расчетно-экспериментальные исследо-
вания, посвященные изучению эффективности работы абсорб-
ционно-отпарной колонны при изменении температуры и состава
сырья АОК, глубины извлечения пропана и степени отпарки этана,
числа теоретических тарелок и места ввода сырья в колонну.
Одновременно была изучена возможность повышения эффектив-
ности процесса деэтанизации за счет ввода насыщенного абсор-
228
бента в АОК на две питательные тарелки при различных темпе-
ратурах сырьевых потоков [107]. При выполнении этого исследо-
вания изменяли один из технологических параметров и сравни-
вали следующие показатели: количество регенерированного аб-
сорбента L, тепловые нагрузки на испаритель Q, максимальные
количества паров Vmax и жидкости Lmax в абсорбционно-отпарной
колонне. Расчеты АОК выполняли на ЭВМ по методу «от тарелки
к тарелке» (в основу положена термодинамическая модель про-
цесса).
На рис. II 1.65 приведены зависимости, характеризующие вли-
яние температуры сырья (насыщенного абсорбента) на эффектив-
ность работы абсорбционно-отпарной колонны. На этом и других
графиках за 100% приняты показатели работы АОК при наимень-
шем значении варьируемого параметра. Исходные данные для
расчета. Состав сырья (в % мол.): метана 16,8, этана 22,2, про-
пана 18,1, бутанов 5,09, пентанов 0,69, абсорбента 36,66 (в ка-
честве абсорбента использована нефтяная фракция с молекуляр-
ной массой 159); коэффициент извлечения пропана в АОК <р =
= 0,85; содержание этана в деэтанизированном насыщенном
абсорбенте —нижнем продукте АОК а = 3,3% мол. (по отношению
к пропану); температура регенерированного абсорбента минус
Рис. II 1.65.
Влияние температуры сырья на показатели работы АОК:
1 — количество регенерированного абсорбента; 2 — тепловая нагрузка на испаритель;
3 — максимальный расход жидкости; 4 — максимальный расход пара.
Рис. III.66.
Влияние степени извлечения пропана на показатели работы абсорбционно-отпарной
колонны:
1 — количество регенерированного абсорбента; 2 — максимальное количество паров
(жидкости); 3 — тепловая нагрузка испарителя.
220
37 °C; число теоретических тарелок NT принято равным 20 (по
10 тарелок в абсорбционной и десорбционной секциях. Сырье
подавали на 10-ю тарелку).
Анализ этого графика (см. ри-?. III.65) показал, что при по-
вышении температуры сырья с 20 до 120 °C тепловая нагрузка
в нижней кубовой части колонны практически не уменьшается,
а расход регенерированного абсорбента увеличивается примерно
в 3 раза. Отсюда следует, что в этом случае повышать температуру
насыщенного абсорбента перед подачей его в АОК нецелесооб-
разно. Об этом свидетельствует, в частности, опыт Долинского
ГПЗ — снижение температуры питания АОК позволило сократить
на этом заводе потери пропана с сухим газом АОК и увеличить
производство сжиженных газов.
На рис. III.66 приведены зависимости, устанавливающие
связь между степенью извлечения пропана в АОК и основными
показателями работы колонны, из которых следует, что при уве-
личении степени извлечения пропана от 82 до 98% расход абсор-
бента увеличивается на 63%. При этом величины Q, Утах и Гтах
возрастают примерно в 1,2 раза, а температура низа АОК практи-
чески не изменяется (исходные данные те же, что и для рис. III.65).
Температура питания принята в данном случае равной 30 °C.
Сравнение эффективности работы АОК при различной степени
отпарки этана из насыщенного абсорбента (рис. III.67) показало,
что для снижения содержания этана в нижнем продукте АОК
с 8,5 до 1,3 % мол. (по отношению к пропану) температуру в ниж-
Рис. 111.67.
Влияние примеси этана (а-£ ) в нижнем продукте АОК (относительно пропана) на пока-
затели работы абсорбционно отпарной колонны:
1 — количество регенерированного абсорбента; 2 — тепловая нагрузка на испаритель;
3 — максимальное количество жидкости; 4 — максимальное количество пара.
Рис. 111.68.
Влияние количественного соотношения холодного (/д) и горячего (F2) сырьевых пото-
ков на показатели работы АОК (при подаче сырьевых потоков на 11-ю и 16-ю тарелки):
1 — максимальное количество жидкости в отпарной секции; 2 — тепловая нагрузка на
испаритель; 3 — максимальное количество пара в отпарной секции; 4 — максимальное
количество пара в абсорбционной секции; 5 — максимальное количество жидкость
в абсорбционной секции; 6 — количество регенерированного абсорбента.
230
ней кубовой части колонны необходимо повысить со 132 до 145 °C.
При этом максимальный поток паров возрастает на 36%, а поток
жидкости — на 19%.
В результате изучения влияния соотношения числа тарелок
в абсорбционной и отпарной секциях АОК (при а = 0,3% мол.)
установлено, что сырье целесообразно подавать примерно в сере-
дину абсорбционно-отпарной колонны. При этом общее число
теоретических тарелок не рекомендуется увеличивать более 20
(это соответствует примерно 40 реальным тарелкам). Увеличение
числа тарелок с 10 до 20 приводит к снижению Lmax на 37% и Qmax
на 23%.
Эффективность работы АОК можно существенно повысить при
подаче сырья в две точки АОК с различной температурой [107].
Изменение показателей работы абсорбционно-отпарной колонны
при различном соотношении холодного (FJ и горячего (F2) сырье-
вых потоков показано на рис. II 1.68, из которого следует, что
с уменьшением соотношения FXIF2 от 1,7 до 0,5 тепловая нагрузка
на испаритель уменьшается примерно на 20% при неизменном
расходе регенерированного абсорбента. При этом максимальные
потоки жидкости и пара в абсорбционной секции практически
остаются постоянными, а в десорбционной секции Lmax умень-
шаются на 22% и lznlax— на 83%.
Кроме того, было установлено, что с повышением уровня ввода
сырьевых потоков количество газа (пара) и жидкости возрастает
в абсорбционной (верхней) секции АОК- Одновременно было
показано, что при FJF2 = 0,5 затраты тепла можно уменьшить
на 30—40% по сравнению со схемой, где все сырье подается
на одну питательную тарелку. Влияние температуры горячего
сырьевого потока (Х2) на показатели работы АОК при FJF^ = 0,5
можно проследить по рис. II 1.69. Расчеты были выполнены для
следующих условий. Состав сырья (в % мол.): метана 0,04; этана—
8,46; пропана 5; бутанов 13,9; пентанов 1,75; абсорбента 70,8
(в качестве абсорбента использовали фракцию с молекулярной
массой 167); температура холодного сырьевого потока (FJ 35 °C;
коэффициент извлечения пропана ср = 96,8; а = 3% мол., число
теоретических тарелок — 20 (по 10 тарелок в каждой секции.
Поток F„_ подавался на 10-ю тарелку).
На Коробковском ГПЗ была внедрена двухпоточная схема
подачи сырья в АОК [109]. Это позволило уменьшить расход
регенерированного абсорбента на 30—35% и затраты холода на
20%, а также сократить потребление воды, электроэнергии и то-
плива на установке НТА. Опыт показал, что при наличии двой-
ного питания создаются условия для более гибкого ведения тех-
нологического режима на блоке деэтанизации.
На рис. III.70 приведены графики, характеризующие измене-
ние основных показателей работы АОК в зависимости от темпера-
туры регенерированного абсорбента, поступающего в колонну
после узла предварительного насыщения. В основу этих зависи-
231
Рис. III.69.
Влияние температуры горячего сырьевого потока на показатели работы абсорбционно-
отпарной колонны (соотношение сырьевых потоков FXIF2 — 0,5):
1 — количество регенерированного абсорбента; 2 — максимальное количество жидкости;
3 — тепловая нагрузка на испаритель; 4 — максимальное количество пара.
Рис. 111.70.
Влияние температуры регенерированного предварительно насыщенного абсорбента на
показатели работы абсорбцнонно-отпарной колонны:
1,2 — максимальное количество паров и жидкостей; 3„— абсолютное количество тепла,
отводимого в теплообменнике предварительного насыщения регенерированного абсор-
бента; 4 — тепловая нагрузка на испаритель; 5 — количество регенерированного абсор-
бента.
мостей положены расчетные данные, полученные для следующих
условий. Состав сырья (в % мол.): метана 23; этана 20,28; пропана
19; бутанов 8,89; пентанов 4,15; гексанов 1,38; абсорбента 23,3
(молекулярная масса абсорбента 143); температура сырья на входе
в АОК 30 °C; число теоретических тарелок принято равным 20
(по 10 тарелок в каждой секции); ср = 85%, а = 3%. Из графиков
следует, что снижение температуры в узле предварительного на-
сыщения абсорбентас7 до —20 °C приводит к уменьшению расхода
тощего абсорбента (Л) на 75%, тепловой нагрузки (Q) на 35%,
Lmax и ^тах на 20%. При этом температура низа колонны умень-
шилась на 17 °C (количество сырья принято равным 2000 моль/ч).
Узел десорбции. Основным элементом этого модуля является
десорбер — колонный тарельчатый аппарат, предназначенный для
извлечения целевых углеводородов из насыщенного абсорбента
и восстановления его поглотительной способности с целью повтор-
ного использования в системе (при наличии замкнутого контура
«абсорбер — десорбер»). Из уравнения (II 1.17) следует, что при
заданных технологических параметрах самая высокая эффектив-
ность процесса абсорбции достигается при Хо = 0, т. е. при пол-
ном отсутствии в регенерированном абсорбенте извлекаемых из
газа компонентов. Степень влияния их зависит от ряда факторов.
Однако, не рассматривая детально этот вопрос, можно отметить,
что от качества работы десорбера существенно зависит эффектив-
ность абсорбционного процесса разделения газов. При увеличении
232
степени извлечения компонентов из газа и снижении константы
фазового их равновесия влияние Хп возрастает.
Отрицательное воздействие остаточных компонентов (Хо) можно умень-
шить за счет более глубокого охлаждения регенерированного абсорбента перед
подачей его в абсорбер и в абсорбционно-отпарную колонну. Такая схема исполь-
зуется на маслоабсорбционной установке Краснодарского нефте- и газоперера-
батывающего завода, где в качестве абсорбента применяют разгазированный
на промыслах газовый конденсат с высоким содержанием пропана и бутанов
(на этом предприятии нет замкнутого контура «абсорбер—десорбер»). Однако
этот вариант является исключением в практике переработки газа.
Во ВНИИгаз были выполнены исследования по изучению схем
и условий работы узлов десорбции, которые свидетельствуют
о возможности улучшения качества регенерации абсорбента и по-
вышения термодинамической эффективности процесса десорбции.
Ниже изложены результаты этих исследований [ПО].
На отечественных ГПЗ используют два метода регенерации
абсорбента: I метод — извлечение легких углеводородов из на-
сыщенного абсорбента осуществляется за счет снижения давле-
ния в системе и ввода в нижнюю кубовую часть десорбера водя-
ного пара, который снижает парциальное давление углеводородов
и тем самым способствует переходу легких компонентов из жидкого
состояния в газообразное без повышения температуры в нижней
части колонны (в этом случае тепло «вносится» в десорбер только
с сырьевым потоком); II метод — извлечение легких углеводоро-
дов из насыщенного абсорбента обеспечивается за счет снижения
давления в системе и подвода тепла в нижнюю кубовую часть
десорбера.
Первый метод обеспечивает высокую степень регенерации
абсорбента. Однако он не получил широкого распространения,
так как наличие в системе водяного пара приводит к необходи-
мости осушки сжиженных газов, а также создает трудности в ра-
боте завода в зимнее время года. Технологический режим десорб-
ции при вводе водяного пара: давление 0,2—0,3 МПа, температура
сырьевого потока 125—140 °C, верха десорбера 90—115 °C, низа
десорбера 125—145 °C; расход водяного пара 2,4—2,8% масс,
от общего количества абсорбента.
ВНИИгаз на ряде ГПЗ провел обследование работы узлов де-
сорбции без ввода водяного пара, которое показало, что в этом
случае эффективность процесса существенно зависит от конструк-
ции нижней части десорбера. На рис. III.71 приведены варианты
конструктивного оформления нижней части десорбера газопере-
рабатывающих заводов. Отличительная особенность схемы 3
состоит в том, что при наличии в нижней части десорбера глухой
тарелки абсорбент, стекающий с нижней барботажной тарелки
десорбера, не смешивается с абсорбентом, циркулирующим через
печь. Это создает благоприятные условия для регенерации абсор-
бента. В нижней части десорбера вместо глухой тарелки можно
устанавливать вертикальную перегородку, которая разделяет
233
Схема 2
Схема 3
Схема 1
Рис. 111.71.
Схема конструктивного оформления нижней части десорберов ГПЗ:
1 — десорбер; 2 — печь; 3 — насос.
/ — регенерированный абсорбент.
аккумулятор десорбера на две секции. В этом случае в одну сек-
цию поступает абсорбент с нижней рабочей (барботажной) та-
релки — из этой части аккумулятора абсорбент направляют
в печь, а в другую секцию поступает регенерированный абсорбент
после отделения от него паровой фазы, образовавшейся в резуль-
тате нагревания абсорбента в печи.
В табл. III. 12 приведены технологические параметры и основ-
ные качественные показатели работы узла десорбции при раз-
личном конструктивном оформлении нижней части десорбера.
ГПЗ № 1 работает по схеме 1 (без глухой тарелки), ГПЗ №2 —
по схеме 3 (с глухой тарелкой), ГПЗ № 3—5 работают по схеме 2
(без глухой тарелки). На ГПЗ № 4 тепло в десорбер подводится
в основном за счет температуры сырьевого потока (флегмовое число
в десорберах поддерживалось на всех заводах около 2).
В работе [ 110 ] отмечается, что на ГПЗ № 1 и № 2 достигается
более качественная регенерация абсорбента. Содержание легких
углеводородов в абсорбенте на ГПЗ № 1 и №2 составляло 0,1 —
0,2% масс., а на ГПЗ №3 и №5 — 1,5% масс. На ГПЗ № 2
проектом не была предусмотрена глухая тарелка в десорбере —
после ее монтажа и выполнения некоторых других мероприятий
содержание легких углеводородов в регенерированном абсорбенте
уменьшилось с 2 до 0,1% масс. Это способствовало значительному
увеличению извлечения пропана и более тяжелых углеводородов
(содержание С3+высшие уменьшилось в сухом газе абсорбера
с 35 до 3—8 г/м3). Анализ работы узлов десорбции показал, что
ректификация насыщенного абсорбента осуществляется в десор-
берах недостаточно четко — на ГПЗ № 1—5 наблюдается «на-
легание» фракций верхнего и нижнего продуктов (см. табл. III. 12).
Во ВНИИгаз для разработки рекомендаций по совершенство-
ванию технологических схем и режимов работы узла десорбции
выполнены расчетные исследования, посвященные изучению эф-
фективности процесса при изменении следующих параметров:
234
состава и температуры сырья (поступающего в колонну), числа
теоретических тарелок, места ввода сырья в десорбер. Одновре-
менно была изучена возможность повышения термодинамической
эффективности процесса за счет съема и подвода тепла по высоте
аппарата, т. е. была оценена эффективность процесса в условиях
неадиабатического режима работы десорбера [ПО]. При выполне-
нии этого исследования изменяли один из технологических пара-
метров и сравнивали следующие показатели: количество флегмы
на верхней тарелке десорбера L, тепловые нагрузки на холодиль-
ник (дефлегматор) верхнего продукта десорбера <2Д (учитывалась
только теплота конденсации флегмы); расход тепла в испаритель
максимальные потоки пара Vmax и жидкости в колонне.
Расчеты выполняли на ЭВМ по методу «от тарелки к тарелке»
(в основу положена термодинамическая модель процесса).
Для изучения работы десорбера были приняты следующие
исходные данные: давление в десорбере 0,9 МПа; состав сырья,
Таблица III.12. Технологические параметры и основные качественные
показатели работы узла десорбции
Показатели ГПЗ
1 2 3 4 5
Давление, МПа Температура. “С 0,55 0,8 0,65 0,62 1,0
сырья 245 200 168 205 220
верха колонны 80 60 85 75 120
низа » 252 283 219 180 275
в сборнике орошения 35 20 35 30 30
циркулирующего абсорбента на вы- ходе из печи Расход, т/ч 265 290 265 230 320
сырья 120 140 166 112 200
абсорбента, циркулирующего через печь Разгонка регенерированного абсорбента 200 420 170 — 210
Начало кипения, °C Выход фракций, % об., при темпера- туре, °C 130 139 71 65 55
150 10 8 2,5 1,2 1
175 30 30 3,0 1,6 6,5
200 55 53 3,5 — —
Конец кипения, °C Разгонка дебутанизированной широкой фрак- ции (стабильного газового бензина) по ГОСТ 2177—66 309 283 320 —
Начало кипения, °C Температура кипения фракций, °C, при выходе, % об. 47 36 35 27 30
10 57 40 40 — 36
50 62 52 49 — 46
90 126 89 83 — 124
Конец кипения, °C 165 116 166 203 165
235
Влияние содержания тощего абсорбента в сырье на показатели работы десорбера:
1 — тепловая нагрузка испарителя QH; 2 — максимальный поток паров (жидкости)
lzmax 3 ~ количество флегмы на верхней тарелке десорбера L; 4 — тепловая
нагрузка дефлегматора
Рис. 111.73.
Влияние температуры сырья на показатели работы десорбера:
/ — количество флегмы на верхней тарелке десорбера L; 2 — тепловая нагрузка дефлег-
матора 3 — максимальный поток паров Vmax; 4 — максимальный поток жидкости
Lmax; 5 ~ тепловая нагрузка испарителя (?и.
определен, исходя из условия абсорбции нефтяного газа с содер-
жанием углеводородов С3+высшие 280 г/м3 при давлении 4 МПа
и температуре —30 °C (абсорбент с молекулярной массой 150
условно разделен на три фракции). Для исследования влияния
состава сырья принимали такие исходные данные: температура
сырьевого потока 170 °C, число теоретических тарелок 10; сырье
подавали на 5-ю тарелку. При этом состав сырья определяли,
исходя из условия постоянного содержания в нем легких угле-
водородов (в моль/ч): этана 11,2; пропана 355,3; бутанов 117,9;
пентанов 16,1; гексанов 10,7 при различном содержании абсор-
бента (количество абсорбента изменяли от 900 до 1463 моль/ч).
На всех графиках, отражающих результаты этого исследования,
за 100% приняты показатели работы десорбера при наименьшем
значении варьируемого параметра.
На рис. III.72 приведены зависимости, характеризующие вли-
яние состава сырья на показатели работы десорбера, из которых
следует, что с увеличением содержания абсорбента в сырье от 63,6
до 74,1 % мол. показатели работы десорбера ухудшаются: уве-
личивается на 36% и Q„ — на 64%; L возрастает на 40%, Vmax
и ^-тах — на 60%. Следовательно, с увеличением содержания вы-
сококипящего компонента (абсорбента) в сырье для обеспечения
одной и той же четкости ректификации необходимы более высокие
236
теплоэнергетические и капитальные затраты. Поэтому эффектив-
ность процесса десорбции будет тем выше, чем меньше при прочих
равных условиях требуется абсорбента для достижения заданного
извлечения углеводородов из газа на стадии абсорбции и деэта-
низации.
Исследования показали, что с повышением температуры сырье-
вого потока десорбера со 144 до 200 °C количество флегмы увели-
чивается на 52%, а тепловая нагрузка не дефлегматор возрастает
на 45%. Однако при этом на 25—30% уменьшаются максимальные
потоки паров и жидкости в колонне и на 30% снижается тепловая
нагрузка на испаритель (рис. III.73). Поэтому температура сырь-
евого потока десорбера может быть определена только на основе
оптимизационных расчетов узла десорбции, включая систему ре-
куперативного теплообмена. При изучении влияния температуры
принят следующий состав сырья (в % мол.): этана 0,79; пропана
25,2; бутанов 8,35; пентанов 1,14; гексанов 0,76 и абсорбента 63,6
(число теоретических тарелок 10, сырье вводится на 5-ю тарелку).
На рис. 111.74 и III.75 показано соответственно влияние общего
числа теоретических тарелок NT и соотношения их в укрепля-
ющей п и отгонной т секциях десорбера на основные показатели
работы аппарата. Для расчетов был принят следующий состав
сырья (в % мол.): этана 0,65; пропана 20,85; бутанов 6,88; пента-
нов 0,94; гексанов 0,72 и абсорбента 70,06 (сырьевой поток с тем-
пературой 140 °C подавали в середину колонны). Анализ графиков
(см. рис. III.74 и III.75) показал, что при увеличении общего числа
теоретических тарелок от 10 до 18 (включая дефлегматор и испари-
тель) величины QH, Lmax и I7™* практически не изменяются, а рас-
ход флегмы L и нагрузка на дефлегматор уменьшаются при-
Рис. III.74.
Зависимость показателей работы десорбера от общего числа теоретических тарелок в аппа-
рате:
' - 2 ~Qa; 3-L.
Рис. III.75.
Зависимость показателей работы десорбера от соотношения тарелок в укрепляющей и
отгонной секциях (л/т):
237
мерно в 2 раза. Дальнейшее увеличение NT не оказывает влияния
на основные показатели процесса десорбции. Из приведенных
данных следует также, что при NT = const существенное влияние
на эффективность процесса оказывает величина отношения числа
теоретических тарелок в укрепляющей (п) и отгонной (т) секциях
десорбера — в интервале изменения п/т от 0,25 до 1,5 (при NT =
= 18) увеличение этого параметра приводит к изменению вели-
чин L и (?д. При этом функции L = f (п/т) и (?д = f (п/т) имеют
экстремальный характер с минимумом, проявляющимся при
п/т. = 0,5.
Анализ распределения потоков в десорбере показал, что коли-
чество жидкости и пара и соотношение их существенно изменяются
по высоте аппарата — в укрепляющей секции количество жидко-
сти под тарелкой питания в 3—5 раз меньше, чем на верху десор-
бера; количество пара в отгонной секции уменьшается в напра-
влении от куба колонны к зоне питания в 6 раз. При этом в укре-
вляющей секции отношение количества жидкости Лтах к коли-
честву паров Vmax меньше 1, а в отгонной секции значительно
больше 1. При такой организации процесса наблюдаются большие
термодинамические потери, так как в низ десорбера приходится
подводить значительное количество высокопотенциального тепла,
а в верхней части десорбера — конденсировать и охлаждать боль-
шое количество углеводородов. Такое распределение нагрузок
по высоте десорбера приводит к ухудшению гидродинамических
условий работы тарелок и снижению эффективности работы де-
сорбера.
Неравномерность распределения потоков в десорбере можно
уменьшить за счет организации промежуточных циркуляционных
орошений в укрепляющей и отгонной секциях колонны — в пер-
вом случае с помощью орошения рекомендуется снимать тепло
в укрепляющей секции, а во втором — подводить тепло в не-
скольких сечениях отгонной секции [107]. При этом было по-
казано, что при отводе в укрепляющей секции 50% тепла с по-
мощью циркуляционного орошения нагрузка на дефлегматор
уменьшается в 2 раза (рис. III.76). Тепло циркуляционных пото-
ков можно использовать для нагревания технологических потоков.
При подводе в колонну 55% тепла за счет промежуточного подо-
грева флегмы в отгонной секции нагрузка на дефлегматор увели-
чивается на 25%, а затраты высокопотенциального тепла в испа-
рителе уменьшаются на 45% (рис. III.77). Величины Lmax и Утах
имеют минимум при подводе 25% тепла в колонну за счет проме-
жуточного подогрева флегмы отгонной секции (е), т. е. функции
Z.max = f (е) и Vmax = f (е) имеют в данном случае экстремальный
характер с минимумом, проявляющимся при е = 30%. Для расче-
тов были приняты следующие исходные данные: температура
сырья 70 °C, число теоретических тарелок п + т = 5 + 5, коли-
чество сырья (в моль/ч): этана 11,2; пропана 355,3; бутанов 117,9;
пентанов 16,1; гексанов 10,7 и абсорбента 1463.
238
Рис. III.76.
Зависимость показателей работы десорбера от степени отвода тепла в промежуточном
холодильнике, е, %:
/ — Vmax; 2 — Lmax; 3 — QH; 4 — количество отводимого тепла; 5 — 6 — L.
Рис. III.77.
Зависимость показателей работы десорбера от количества тепла, подводимого в промежу-
точном подогревателе, е, %:
1 — количество флегмы на верхней тарелке десорбера L; 2 — тепловая нагрузка дефлег-
матора Q ; 3 — абсолютное количество тепла, подводимого в промежуточном подогре-
вателе Q; 4 — максимальный поток жидкости Lmax; 5 — максимальный поток паров
Vmax; — тепловая нагрузка испарителя
Анализ приведенных данных показал, что оптимизация техно-
логических режимов абсорбции, деэтанизации и десорбции поз-
воляет повысить эффективность абсорбционного метода разделения
нефтяных и природных газов.
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ СОВРЕМЕННЫХ УСТАНОВОК
НИЗКОТЕМПЕРАТУРНОЙ АБСОРБЦИИ
Ниже приведены наиболее характерные схемы зарубежных и оте-
чественных установок низкотемпературной абсорбции, применя-
емых на газоперерабатывающих заводах для извлечения угле-
водородов из природных и нефтяных газов.
На рис. III.78 представлена технологическая схема установки
НТА газоперерабатывающего завода, предназначенного для из-
влечения пропана и более тяжелых углеводородов из природного
газа (в составе ГПЗ две установки) [111]. Мощность завода по
газу — 8,57 млрд, м3 в год. Извлечение пропана составляет 84%
от потенциального содержания в исходном сырье. На установке
используют два абсорбента: легкий с молекулярной массой 100
и тяжелый с молекулярной массой 140,
239
Рис. 111.78.
Технологическая схема установки НТА газоперерабатывающего завода, предназначен-
ного для извлечения из природного газа углеводородов СД_,,_Г1Т1|О (г. Кочрейн, Канада)
_ итЩЯСШИС
[Ш]:
1, 2, 8, 13, 14, 15 — рекуперативные теплообменники; 3, 4, 10 — пропановые испарители;
5, 6, 11 — сепараторы; 7 — абсорбер; 9 — подогреватель; 12 — абсорбционно-отпарная
колонна; 16 — воздушный холодильник; 17 — рефлюксная емкость; 18 — десорбер;
19 — печь. / — сырой газ; 11 —раствор этиленгликоля; 111 — сухсГн газ АОК после
узла предварительного насыщения регенерированного абсорбента; IV —сухой газ
абсорбера после узла предварительного насыщения регенерированного абсорбенту*
V — сухой газ; VI, XII — насыщенный легкими углеводородами регенерированный
абсорбент с молекулярной массой 100; VII — регенерированный абсорбент с молеку-
лярной массой 140; VIII — насыщенный абсорбент с молекулярной массой 100; IX —
обводненный этиленгликоль; X — сконденсировавшиеся углеводороды (конденсат)/
XI — газ; XIII — сухой газ; XI V — деэтанизированный насыщенный абсорбент с мо-
лекулярной массой 100; XV — широкая фракция углеводородов Сз+высшие; XVI — ре-
генерированный абсорбент с молекулярной массой 100.
Природный газ (давление 5,9 МПа) охлаждают в рекуператив-
ном теплообменнике 1 и пропановом испарителе 3 от 18 до —37 °C,
в результате чего часть газа конденсируется. Для предотвраще-
ния гидратообразования при охлаждении газа в сырьевой поток
перед теплообменником 1 вводят раствор этиленгликоля. Из
пропанового испарителя 3 смесь газа, обводненного этиленгликоля
и сконденсировавшихся углеводородов (конденсата) поступает для
разделения в сепаратор 6. После сепаратора обводненный этилен-
гликоль подают на блок регенерации (на схеме не показан), кон-
денсат— в абсорбционно-отпарную колонну 12, а газ напра-
вляют — один поток в узел предварительного насыщения регене-
рированного абсорбента (пропановый испаритель 4 и сепаратор 5),
другой поток — в нижнюю часть абсорбера 7.
Абсорбер имеет две независимых по абсорбенту секции (А
и£): в секцию А (первая по ходу газа) подают легкий абсорбент
(молекулярная масса = 100) с температурой —37 °C для извле-
чения из газа соответствующих компонентов; в секцию Б —
тяжелый абсорбент для поглощения (улавливания) легкого аб-
сорбента, увлеченного газом из секции А (тяжелый абсорбент
поступает в абсорбер с более высокой температурой; регенерация
240
этого абсорбента на схеме не показана). В нижнюю часть абсор-
бера 7 подводят тепло за счет циркуляции насыщенного абсор-
бента через теплообменник 8, где в качестве теплоносителя исполь-
зуют горячий регенерированный абсорбент. В результате этого
уменьшается содержание легких (балластных) углеводородов
в сырьевом потоке абсорбционно-отпарной колонны 12.
С верха абсорбера 7 выходит сухой газ. Его смешивают с газом,
полученным в сепараторе 6, и вместе с легким регенерированным
абсорбентом подают в пропановый испаритель 4, где в результате
взаимодействия и охлаждения потоков абсорбент предварительно
насыщается легкими углеводородами. Из испарителя 4 смесь су-
хого газа и абсорбента поступает для разделения в сепаратор 5.
Сухой газ из сепаратора направляют потребителям после реку-
перации холода в теплообменниках 1 и 2, а регенерированный
насыщенный легкими углеводородами абсорбент подают на верх-
нюю тарелку секции А абсорбера 7.
С низа абсорбера получают насыщенный легкий абсорбент.
Этот поток смешивают с конденсатом, полученным в сепараторе 6,
и направляют в питательную секцию абсорбционно-отпарной ко-
лонны 12 (давление в аппарате 3 МПа). Для обеспечения необхо-
димого режима работы АОК на верхнюю тарелку колонны подают
легкий регенерированный абсорбент с температурой —37 °C (по-
ступает в АОК после узла предварительного насыщения), а в ниж-
нюю часть абсорбционно-отпарной колонны 12 подводят тепло
на разных температурных уровнях с помощью трех циркуля-
ционных орошений. С этой целью циркуляционные потоки на-
гревают в рекуперативных теплообменниках 13, 14 и 15.
С верха АОК отводят сухой газ, с низа — деэтанизированный
насыщенный абсорбент. Сухой газ после узла предварительного
насыщения регенерированного абсорбента (пропанового испа-
рителя 10 и сепаратора 11) и рекуперации холода направляют
потребителям, а деэтанизированный абсорбент подают в пита-
тельную секцию десорбера 18 (давление в аппарате 2 МПа) .С верха
десорбера получают широкую фракцию углеводородов (ШФУ)
Сз+выешие. которая после конденсации и охлаждения в воздуш-
ном холодильнике 16 поступает в рефлюксную емкость 17. Часть
ШФУ используют для орошения десорбера, а избыток откачивают
в товарный парк.
Регенерированный легкий абсорбент выводят с низа десорбера
18, часть этого абсорбента нагревают в печи 19 и возвращают
в низ десорбера, а соответствующее балансовое количество напра-
вляют после рекуперативных теплообменников 15, 14, 13, 2 и 8
в узел предварительного насыщения абсорбента легкими угле-
водородами. При этом для АОК абсорбент насыщают в одну сте-
пень в результате контакта^: сухим газом абсорбционно-отпарной
колонны, а для абсорбера з две ступени — в первой за счет кон-
такта регенерированного абсорбента с сухим газом АОК (при да-
влении 3 МПа) и во второй ступени за счет контакта абсорбента
241
Рис. 111.79.
Технологическая схема установки НТА газоперерабатывающего завода, предназначен-
ного для извлечения из природного газа углеводородов С2+высшие (г. Эльвин, США) [83]:
/, 8, 12, 13 — рекуперативные теплообменники; 2, 4, 6, 10, 14, 17. 19 — пропановые
испарители; 3, 7, 15 — сепараторы; 5 — абсорбер; 9 — испаритель-сепаратор; 18 — воз-
душный холодильник; 20 — рефлюксная емкость; 21 — печь.
1 — сырой газ; II — сухой газ абсорбера после узла предварительного насыщения ре-
генерированного абсорбента легкими углеводородами; 111— раствор этиленгликоля;
IV — обводненный этиленгликоль; V — насыщенный абсорбент; VI — сухой газ; VII —
насыщенный легкими углеводородами регенерированный абсорбент; VIII — регенери-
рованный абсорбент; IX — сухой газ; X — cyxoi газ АОК после узла предварительного
насыщения регенерированного абсорбента легкими углеводородами,1 XI — насыщенный
легкими углеводородами регенерированный абсорбент; XII — деметанизированный на-
сыщенный абсорбент; XIII — насыщенный частично разгазированный абсорбент; XIV —
газ; XV — широкая фракция углеводородов С2+высшие-
первой ступени с сухим газом абсорбера (при давлении 5,9 МПа).
Такая схема позволяет обеспечить оптимальные условия для про-
ведения процессов, протекающих в абсорбере и абсорбционно-
отпарной колонне.
На рис. 111.79 приведена технологическая схема установки
НТА газоперерабатывающего завода, предназначенного для из-
влечения этана и более тяжелых углеводородов из природного газа
(г. Эльвин, США) [831. В качестве абсорбента используется бен-
зиновая фракция с молекулярной массой 100.
Природный газ (давление 3,2 МПа) охлаждают в рекуператив-
ном теплообменнике 1 и пропановых испарителях 2 и 4 до —37 °C.
Для предотвращения гидратообразования при охлаждении газа
в сырьевой поток перед пропановым испарителем 2 вводят раствор
этиленгликоля, который после насыщения влагой отделяют от газа
в сепараторе 3 и направляют на регенерацию (на схеме не пока-
зана система регенерации этиленгликоля). В поток сырого газа
перед пропановым испарителем 4 подают часть насыщенного аб-
сорбента для предварительного извлечения из газа тяжелых
углеводородов (С1+ВЬ1СШИе).
После пропанового испарителя 4 смесь газа и насыщенного
абсорбента направляют под нижнюю тарелку абсорбера 5. На верх-
242
нюю тарелку этого аппарата подают предварительно насыщенный
легкими углеводородами и охлажденный в пропановом испарителе
6 регенерированный абсорбент с температурой —37 °C. С верха
абсорбера 5 выходит сухой газ, который после узла предвари-
тельного насыщения (пропанового испарителя 6 и сепаратора 7)
и рекуперации холода в теплообменнике 1 направляют потреби-
телям.
С низа абсорбера 5 отводят насыщенный абсорбент: один поток
смешивают перед пропановым испарителем 4 с сырым газом
(с целью предварительного отбензинивания газа), другой — после
рекуперации холода в теплообменнике 8 поступает в испаритель-
сепаратор 9, где насыщенный абсорбент частично разгазируется
в результате дросселирования. Из испарителя-сепаратора газ
и насыщенный абсорбент направляют в абсорбционно-отпарную
колонну 11. Все другие элементы рассматриваемой схемы не от-
личаются от элементов предыдущего газоперерабатывающего за-
вода.
На рис. III.80 представлена схема установки НТА газопере-
рабатывающего завода, предназначенного для извлечения пропана
и более тяжелых углеводородов из нефтяного газа (г. Нижне-
Рис. III.80.
Технологическая схема установки НТА газоперерабатывающего завода, предназначен-
ного для извлечения из нефтяного газа углеводородов С3+высшие (г* Нижневартовск, СССР):
1, 2, 3, 9, 13, 14, 15, 16 — рекуперативные теплообменники; 4, 7, 10 — пропановые испа-
рители; 5, 6, 11 — сепараторы; 8 — абсорбер; 12 — абсорбционно-отпарная колонна;
17, 18, 20 — воздушные холодильники; 19 — рефлюксная емкость; 21 — десорбер; 22 —
печь.
/ — сырой газ; // — сухой газ абсорбера и АОК после узлов предварительного насы-
щения регенерированного абсорбента легкими углеводородами; III — раствор этилен-
гликоля; IV — насыщенный легкими углеводородами регенерированный абсорбент;
У, XI — сухой газ; VI — регенерированный абсорбент; VII — насыщенный абсорбент;
VIII — газ; IX — сконденсировавшиеся углеводороды (конденсат); X — обводненный
этиленгликоль; XII — насыщенный легкими углеводородами регенерированный абсор-
бент; XIII — деэтанизированный насыщенный абсорбент; XIV — широкая фракция
углеводородов ^з+высшие1
243
вартовск, СССР). Мощность установки по газу 1 млрд. м3/год.
Извлечение углеводородов С3+высшие составляет 90% от потен-
циального содержания в исходном сырье. В качестве абсорбента
используют фракцию 105—205 °C с молекулярной массой 140.
Абсорбцию осуществляют при давлении 4 МПа и температуре
исходных потоков —23 °C.
Нефтяной газ компримируют на ГПЗ от 0,1 до 4 МПа, охла-
ждают на установке НТА в рекуперативных теплообменниках 1,
2, 3 и пропановом испарителе 4 от 37 до—23 °C, в результате
этого часть газа конденсируется. Для предотвращения гидрато-
образования при охлаждении газа в сырьевой поток перед тепло-
обменниками 2 и 3 и пропановым испарителем 4 вводят раствор
этиленгликоля. Из испарителя 4 смесь газа, обводненного этилен-
гликоля и сконденсировавшихся углеводородов (конденсата) по-
ступает для разделения в сепаратор 5. После сепаратора обвод-
ненный этиленгликоль направляют на блок регенерации (на схеме
не показан), конденсат — в абсорбционно-отпарную колонну 12
(после рекуперации холода в теплообменниках 3 и 16), а газ —
в нижнюю часть абсорбера 8. На верхнюю тарелку абсорбера по-
ступает регенерированный, предварительно насыщенный легкими
углеводородами абсорбент, охлажденный до —23 °C. С верха
абсорбера 8 получают сухой газ, который после узла предвари-
тельного насыщения (пропанового испарителя 7 и сепаратора 6)
и рекуперации холода в теплообменнике 2 используют в качестве
топлива.
С низа абсорбера 8 отводят насыщенный абсорбент. Этот поток
дросселируют (снижают давление с 4 до 3,5 МПа) и после реку-
перации холода в теплообменнике 9 направляют в питательную
секцию абсорбционно-отпарной колонны 12 (давление в колонне
3,4 МПа). Для обеспечения необходимого режима работы АОК
на верхнюю тарелку колонны подают насыщенный легкими угле-
водородами и охлажденный до —23 °C регенерированный абсор-
бент, а в нижнюю часть АОК подводят тепло на различных тем-
пературных уровнях с помощью двух циркуляционных орошений.
С этой целью циркуляционные потоки нагревают в рекуператив-
ных теплообменниках 13 и 14.
С верха АОК получают сухой газ, который после узла предва-
рительного насыщения (пропанового испарителя 10 и сепаратора
11) и рекуперации холода в теплообменнике 1 направляют потре-
бителям. С низа абсорбционно-отпарной колонны 12 отводят
деэтанизированный насыщенный абсорбент. Этот поток нагревают
в рекуперативном теплообменнике 15 и подают в питательную
секцию десорбера 21 (рабочее давление в аппарате 1,4 МПа).
С верха десорбера выходит деэтанизированная широкая фракция
углеводородов С3+высшие, которая после конденсации и охла-
ждения в воздушном холодильнике 18 поступает в рефлюксную
емкость 19. Часть ШФУ используют для орошения десорбера,
а избыток охлаждают в воздушном холодильнике 20 и откачивают
244
Рис. 111.81.
Поточная балансовая схема установки НТА Нижневартовского газоперерабатывающего
завода:
Состав потоков I 11 III IV V
сн4 60,78 77,10 10,02 92,10 87,14
с,н. 8,52 8,76 7,77 6,89 11,12
С3н, 16,03 10,19 34,29 1,01 1,74
изо‘С4 Ню 3,42 1,32 9,96 — —
н-С4Н|0 7,04 2,17 22,19 — . —
U3(7*CB Н12 1,72 0,24 6,33 — —
н-Сд Н (j 1,89 0,20 7,14 — —
С.Н14 0,60 0,02 2,40 — —
С,Н,3 — — — — —
X кг/ч 113 451,4 485 849,1 27 602,3 67 366,2 79 586,8
Состав потоков VI VII V111 IX X
сн. 6,58 59,78 0,01
с,н, 4,20 0,78 34,45 2,21 —
С3н„ 11,80 15,69 5,77 45,17 —
изо-С,Н1о 1,65 3,63 — 10,32 —
н-С4Н10 2,72 7,47 — 21,23 0,02
изо-Съ Н1В 0,30 1,83 — 5,09 0,06
я-Св Н1в 0,26 2,01 — 5,44 0,15
С„Н14 2,17 2,65 — 3,53 2,18
С,н„ 70,32 65,95 — — 97,59
X кг/ч 68 500,8 106,824,5 12 218,6 37 527,0 692 976,0
в товарный парк. Для обеспечения необходимого температурного
режима работы десорбера 21 абсорбент, стекающий с нижней
тарелки этого аппарата, нагревают в печи 22 и возвращают в де-
сорбер.
С низа десорбера 21 получают регенерированный абсорбент.
После охлаждения абсорбента в рекуперативных теплообменниках
15, 14, 13 и 16, в воздушном холодильнике 17 и в рекуперативном
теплообменнике 9 один поток абсорбента смешивают с сухим газом
абсорбера, охлаждают в пропановом испарителе 7 и после сепара-
тора 6 подают в абсорбер 8; другой поток смешивают с сухим
245
газом АОК, охлаждают в пропановом испарителе 10 и после се-
паратора 11 направляют в абсорбционно-отпарную колонну 12.
Ниже приводятся технологический режим и основные размеры
абсорбционных и ректификационных колонн установки НТА
(см. рис. II 1.80):
Абсорбере
Температура, °C
сырого газа (поток VIII)..................... —23
регенерированного абсорбента (поток IV) . . . —23
сухого газа (поток V) .................... —15
насыщенного абсорбента (поток VII)........ —10,5
Давление, МПа .................................... 3,4
Расход абсорбента, кг/м3 газа...................... 1
Диаметр абсорбера, мм......................... 2 600
Число клапанных тарелок, шт....................... 30
Расстояние между тарелками, мм.................... 600
Высота абсорбера, мм ......................... 27 700
Абсорбционно-отпарная колонна 12
Температура, °C
сырья (поток VII)............................. 30
регенерированного абсорбента (поток XII). . . —23
деэтанизированного абсорбента (поток XII). . 136
Давление, МПа ......................-......... 1,8
Диаметр колонны, мм .............................1 400/2 400 *
Число клапанных тарелок, шт................... 40 .
Расстояние между тарелками, мм................ 600
Высота колонны, мм............................ 36 600
Десорбер 21
Температура, °C
сырья (поток XIII)........................... 192
верха колонны................................. 78
орошения (поток XIV).......................... 50
низа колонны ................................. 310
Температура продукта, °C
на входе в печь 22 .......................... 286
на выходе из печи 22 310
Давление, МПа .................................... 1,4
Кратность орошения (флегмовое число).............. 1,2
Диаметр колонны, мм ........................... 2600/3600 *
Число клапанных тарелок, шт....................... 41
Расстояние между тарелками, мм.................... 600
Высота колонны, мм............................ 38 300
* Числитель — верхняя секция, знаменатель — нижняя секция.
На рис. II 1.81 представлена поточная балансовая схема уста-
новки НТА Нижневартовского газоперерабатывающего завода.
246
Глава 5
ПЕРЕРАБОТКА ГАЗА
МЕТОДОМ НИЗКОТЕМПЕРАТУРНОЙ
РЕКТИФИКАЦИИ
Процесс ректификации термодинамически более выгоден, чем
процесс абсорбции [75]. Схема низкотемпературной ректификации
(НТР) эффективнее схемы НТА и аппаратурное оформление проще.
Принципиальное отличие схемы НТР от схемы НТК — сырье,
поступающее на установку после охлаждения (всего или части
сырьевого потока), без предварительной сепарации подается
в ректификационную колонну, где происходит квалифицирован-
ное разделение сырого газа на сухой газ (уходит с верха колонны)
и ШФУ (уходит с низа колонны). Широкие исследования по про-
цессу низкотемпературной ректификации для переработки
нефтяного газа проведены в Институте газа АН УССР.
В зависимости от принципиальной схемы процесса НТР основ-
ные аппараты — ректификационные колонны предлагается раз-
делить на ректификационно-отпарные и конденсационно-отпарные.
Ректификационно-отпарной колонной (рис. Ш.82) называется
колонна, в среднюю часть которой подается предварительно
охлажденный поток сырого газа. Практически она работает как
полная ректификационная колонна. Энергетически схемы с рек-
тификационно-отпарными колоннами целесообразнее схем НТК-
Конденсационно-отпарная колонна отличается от ректифика-
ционно-отпарной колонны тем, что разделяемая смесь подается
в нее на верхнюю тарелку. Верхней укрепляющей частью в ней
служит конденсатор-холодильник орошения внешнего холодиль-
ного цикла. На рис. III.83 изображен наиболее распространен-
ный вариант конденсационно-отпарной колонны. В этой схеме
дистиллят, выходящий из колонны, смешивается перед холодиль-
ником 1 с потоком сырого газа, идущего на разделение.
В Институте газа АН УССР была испытана опытная установка
разделения тощего газа Долинского месторождения методом
низкотемпературной ректификации. Схема установки оказалась
вполне работоспособной и можно сделать следующие выводы.
1. С увеличением давления общий расход холода на разделение
газа уменьшается незначительно. Однако при этом существенно
снижаются энергетические затраты, так как процесс можно про-
водить в этих условиях при более высокой температуре.
2. Существует энерго-технологический оптимум степени
предварительного охлаждения. Для исследованного газа он со-
ставлял около —20 °C при Р = 2,5—3,0 МПа. При этом извлека-
лось компонентов: С2 — 50%, С3 — 92—93%; С4.вь,сшие —
100%.
247
Рис. 111.82.
Схема ректификационно-отпарной колонны:
/ — рекуперативный теплообменник; 2 — ректификационно-отпарная колонна; 3 — внеш-
ний холодильный цикл; 4 — сепаратор.
1 — сырой газ; // — отбензиненный газ; III— теплоноситель; IV — ШФУ; V — верх-
нее орошение.
Рис. 111.83.
Схема конденсационно-отпарной колонны:
1— внешний холодильный цикл; 2 — сепаратор; 3 — ректификационная колонна.
/ — сырой газ; II — ШФУ; III — теплоноситель; I V — верхний продукт колонны;
V — орошение; VI — отбензиненный газ.
3. Отношение действительного расхода холодильного ороше-
ния к его минимальному значению, определенному по методике
Джиллиленда, 1,55—1,78.
Обычно в промышленных колоннах устанавливают 13—17
теоретических тарелок, при одном вводе сырья в колонну газ
подают в среднюю или верхнюю часть колонны. При наличии
пропанового холодильного цикла и получении в качестве товар-
ного продукта пропана и более тяжелых углеводородов параметры
процесса примерно следующие: температура верха колонны —23 4-
ч—30 °C, давление в колонне 2,5—3,5 МПа. Возможен вариант
схемы с двумя вводами сырья в колонну (рис. III.84). Термо-
динамически такая схема является более выгодной [112]. Ука-
занную схему используют на Белорусском ГПЗ. По расчетам схема
с двумя вводами сырья в колонну позволяет сэкономить примерно
10% энергозатрат, а также применять в процессе более высокие
температуры.
По схеме Белорусского ГПЗ сырой газ делится на два потока.
Одна часть без охлаждения подается в среднюю часть колонны,
а вторая после охлаждения — в верхнюю ее часть (в заводской
схеме первый поток составляет 60, а второй 40% общего потока).
Поток, подаваемый в верхнюю часть колонны, охлаждается вна-
чале в рекуперативном теплообменнике 1 потоком отбензиненного
газа, выходящего с верха колонны 5, а затем после смешения
с верхним продуктом, выходящим из колонны, в пропановом испа-
рителе 2 до —26 °C, и частично конденсируется. Двухфазный
248
поток из испарителя 2 подается в трехфазный сепаратор 3, где газ
отделяется от конденсата.
Газ, отдав свой холод в теплообменнике 1, уходит к потреби-
телю (если нужно, то он дожимается). Жидкая фаза насосом 4
подается в ректификационную колонну 5 в качестве орошения
верха колонны. Температура в сепараторе 3 поддерживается на
уровне —26 °C. Верхний продукт, выходящий из колонны 5, сме-
шивается с охлажденным потоком сырого газа после теплообмен-
ника 1. В низ колонны 5 подводится тепло через рибойлер 6.
Температура низа колонны 5 поддерживается на уровне 100 °C.
С низа колонны 5 уходит широкая фракция углеводородов.
В настоящее время значительно изменились состав газа и про-
изводительность завода, несколько изменились параметры про-
цесса. Для повышения эффективности работы Белорусского ГПЗ
была рассмотрена целесообразность подачи конденсата, выпада-
ющего после каждой ступени компримирования, в поток газа
перед теплообменником /, а не в середину колонны, как это пока-
зано на рис. III.84.
При расчетных исследованиях использовали фактический со-
став газа и фактические параметры работы завода. Состав нефтя-
ного газа, поступающего на Белорусский ГПЗ, был следующим
(в % масс.):
Азот....................... 1,07
Метан..................... 38,45
Этан...................... 19,00
Пропан ................... 20,05
Изобутан ................. 4,19
н-Бутан................... 8,20
Изопентан................. 3,02
н-Пентан.................. 2,67
Гексан 4- высшие.......... 3,33
Содержание С3+высшие, г/м3 480,0
Фактические параметры работы завода: давление газа после
компримирования 3,8 МПа; температура газа после воздушных
холодильников 30 °C; температура потоков после пропановых
холодильников X = 1 и X = 2 — 27 °C; давление в колонне
3,5 МПа; производительность завода по сырому газу
300 млн. м3 в год. Балансовая схема представлена на рис. III.85.
Результаты расчетных исследований показали, что при подаче
конденсата на верх колонны выход ШФУ увеличивается на
4580 т в год, что дает экономический эффект 100 тыс. руб. в год.
Рис. 111.84.
Схема НТР с двумя вводами:
1 — теплообменник; 2 — пропано-
вый испаритель; 3 — трехфазный
сепаратор; 4 — насос; 5 — ректифи-
кационная колонна; 6 — испари-
тель-подогреватель.
1 — сырой газ; // — сухой газ;
7/7 — широкая фракция углеводо-
родов; IV—диэтиленгликоль
75%-ный; V — диэтиленгликоль
98 —99%-ный; VI — теплоноси-
тель.
т
249
Рис. Ш.85.
Поточная балансовая схема установки НТР с двумя вводами сырья в колонну:
Состав ПОТО- ков. % I II III Состав пото- ков. % I II III
Ct 39,53 60,55 0,1 изо-С8 3,02 0,04 8,51
с2 19,00 29,05 0,82 н-С, 2,67 0,02 7,59
с3 20,05 9,59 39,82 с. 3,33 0,01 9,34
изо-С4 4,19 0,36 11,25 У. кг/ч 58 808,4 38 166,8 20 641,6
н-С, 8,2 0,38 22,66
Дополнительный выход ШФУ можно объяснить двумя факто-
рами: с одной стороны компрессат, смешиваясь с газом, играет
роль абсорбента; с другой — при подаче компрессата на верх
колонны увеличивается ее орошение, что способствует улучшению
гидродинамики колонны. Так, орошение, подаваемое в колонну 5
(см. рис. III.84), составляет 14,7 т/ч по проектной схеме при
фактических параметрах работы завода и 22,9 т/ч по предлагаемой
схеме.
Описана [1131 схема НТР с турбодетандером (рис. III.86),
предназначенным для извлечения пропана + высшие; для получе-
ния умеренно низкой температуры газа применяют пропановый
холод, а для получения более низкой температуры — процесс
детандирования газа. Особенность схемы — получение пропана
для холодильного цикла из широкой фракции углеводородов путем
ее дросселирования (см. рис. III.86).
Сырой газ, поступающий на установку, охлаждается обрат-
ными потоками сухого газа и пропаном в многоходовом тепло-
П
обменнике 4 и подается в низ рек-
тификационной колонны 6. Верх-
ний продукт из колонны 6 на-
правляется в детандер 5 и после
Рис. Ш.86.
Схема НТР с турбодетандером:
1,3 — сепараторы; 2 — компрессор; 4 — мно-
гоходовой теплообменник; 5 — турбодетан-
дер; 6 — ректификационная колонна:
/ — сырой газ; II — сухой газ; III — широ-
кая фракция углеводородов; IV — пропан.
250
детандирования охлаждает верх колонны 6, затем поступает
в теплообменник 4 и идет к потребителю; с низа колонны 6 уходит
широкая фракция углеводородов, которая после смешения перед
теплообменником 4 с пропаном отдает свой холод сырому газу
в теплообменнике 4 и поступает в сепаратор 1. В сепараторе 1
поддерживается такое давление, чтобы с верха его уходил пропан
необходимой чистоты. С низа сепаратора 1 уходит товарная ШФУ,
с верха — пропан, который направляется на прием пропанового
компрессора 2. После компримирования и охлаждения пропан —
хладоагент проходит в сепаратор 3, где от него отделяются не-
сконденсировавшиеся легкие компоненты, которые идут на сме-
шение с сырым газом, а жидкий пропан направляется на испаре-
ние для охлаждения сырого газа в пропановом испарителе (на
схеме он показан для упрощения совмещенным с теплообменни-
ком 4). В работе не приводятся параметры схемы, но, по-видимому,
она предусматривает высокий коэффициент извлечения пропана
и более тяжелых углеводородов.
Для определения эффективности схемы НТР сравнивали тех-
нико-экономические показатели схем НТР с одним вводом сырья
в колонну и с двумя (см. рис. III.84) и схемы НТК (см.
рис. III.29). Состав газа для всех схем был взят таким, как на
Белорусском ГПЗ в настоящее время (см. с. 249). Параметры
процесса для всех схем принимали следующие: давление процесса
3,5 МПа, температура процесса конденсации для процесса НТК
и температура в рефлюксной емкости в процессе НТР —26 °C.
Производительность принимали равной 430 млн. ма в год. Тех-
нико-экономические показатели переработки белорусского газа
различными методами приведены ниже:
Извлечение, %
С3............................
Сз+ьысшие................. . .
Количество холода, млн. кДж/ч . .
Количество тепла, млн. кДж/ч . .
Количество ШФУ, тыс. т/год . . .
Стоимость ШФУ, тыс. руб...........
Удельные энергозатраты, кВт-ч . .
Схемы
НТК НТР с одним вводом НТР с двумя вводами
76 66,3 73,1
83,2 79,2 82,3
52,5 39,2 39,2
46,0 34,4 35,6
780,18 174,35 179,17
3963,96 3835,7 3941,74
30,50 24,2 23,2
Из приведенных данных видно, что наибольший выход ШФУ
получается при переработке газа по схеме НТК, наименьший —
по схеме НТР с одним вводом. Все технико-экономические пока-
затели схемы НТР с двумя вводами лучше, чем схемы НТР с одним
вводом. Однако при уменьшении отбора целевых фракций в про-
цессе переработки газа по схеме НТР с двумя вводами всего на
3% (по сравнению со схемой НТК) удельные энергозатраты на
получение 1 т ШФУ снижаются на 24%. Таким образом, схема
НТР с двумя вводами сырья в случае получения в качестве товар-
251
ной продукции пропана + высшие при переработке жирного
сырого газа (свыше 400 г/м3 С3+[;Ь|СШие) более предпочтительна,
чем остальные.
Расчеты по схемам НТК и НТР были выполнены также
во ВНИИгаз [114]. Сравнения результатов показали, что по схеме
НТР расходы холода и тепла меньше, а максимальная нагрузка
ректификационной колонны по парам лишь незначительно больше,
чем колонны в схеме НТК- При сравнении вариантов схем НТР
и НТК с предварительной деэтанизацией принимали сырой газ
следующего состава (в % мол.):
Сх С2 Cs изо-С^ н-С4 изо-Сь н-Св С«
47,28 24,53 16,87 3,13 6,20 0,33 0,665 0,995
Давление сырого газа составляло 2,5, а этановой колонны
по схеме НТК — 3,0 МПа; степень извлечения пропана 0,87;
содержание этана в ШФУ 0,026 моль/моль, число теоретических
тарелок в колонне 20, включая конденсатор и кипятильник; сырье
поступило в середину колонны в количестве 100 кмоль/ч. Ниже
приведены значения основных параметров в сравниваемых схемах
НТК с предварительной деэтанизацией и НТР, а также затраты
холода и расходы энергии в холодильном цикле:
с циркуляцией НТР
Наинизшая температура охлаждения, °C .... —37 —30
Расход тепла в кипятильнике колонны, тыс. кДж 569 429
Общий расход холода, тыс. кДж.............. 641 617
Общий расход энергии в холодильном цикле,
кВт-ч .............................................. 98,36 98,50
Отношение расхода холода к температуре хладо-
агента, тыс. кДж/°С.............................. ( 322/—43 544/—36
184/—20 73/13
[ 134/0 - —
Из приведенных данных видно, что схемы НТР и НТК по
мощности холодильной установки примерно равноценны. Важ-
ным преимуществом схем НТР является более высокий температур-
ный уровень процесса (в данном примере температура в рефлюкс-
ной емкости в схеме НТР равна —30 °C). Для достижения такой
же степени разделения температура в низкотемпературном сепа-
раторе в схеме НТК должна быть —37 °C. В схемах НТР не тре-
буется рекуперация холода конденсата, выпавшего при охлажде-
нии сырого газа, поэтому потребность в теплообменной аппаратуре
в этой схеме меньше, чем в схеме НТК- Важным преимуществом
схемы НТР является меньший расход тепла в кипятильнике
колонны. В рассматриваемом примере расход тепла в схеме НТР
почти на 30% меньше, чем в схеме НТК-
252
Глава 6
ОБЛАСТИ ПРИМЕНЕНИЯ РАЗЛИЧНЫХ
ПРОЦЕССОВ ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА
Несмотря на широкое распространение двух основных процессов
переработки газа — НТК и НТА, до настоящего времени в оте-
чественной практике нет четкого разграничения^ областей при-
менения указанных процессов для переработки газа в зависимости
от его состава.
Согласно рекомендациям ВНИПИтрансгаз (бывший Гипро-
газ) и ВНИИгаз [114], долгое время процессы выбирали следу-
ющим образом: переработка газов с содержанием С3+Рысшие до
350 г/м3 проектировали по методу НТА, а газа с содержанием
Сз+высшне свыше 350 г/м3 — по методу НТК (при условии, что
целевыми продуктами являются С3+вь|сшне). Однако убедитель-
ных доказательств в пользу такого разделения областей при-
менения процессов нет.
С целью определения области применения процессов НТА
и НТК при переработке нефтяных газов с различным содержанием
Сз^высшие были проведены расчетные исследования. Полученные
данные сравнивали при оптимальном для каждой схемы коэффи-
циенте извлечения целевых компонентов. Оптимальный режим
определяли с использованием двух критериев оптимизации [1151:
1) показателя относительных приведенных затрат (отношение
приведенных затрат к товарной продукции):
По = П/Ц
где П — приведенные затраты; Ц — стоимость товарной продукции.
2) показателя условного дохода Ду, который равен Ду =
= Ц — П. Этот показатель широко используют при оптимиза-
ционных исследованиях в химической, нефтеперерабатывающей,
нефтехимической и целлюлозно-бумажной промышленности.
В свою очередь П = С + еК, где С — эксплуатационные затраты;
К — капитальные вложения; е — коэффициент, указывающий
часть капитальных вложений, окупающихся ежегодно. Для газо-
перерабатывающей промышленности он равен 0,17.
В стоимость товарной продукции (Ц) входит стоимость сухого
газа по цене 12 руб. за 1000 м3 и стоимость ШФУ по цене 22 рубля
за 1 т. В эксплуатационные затраты включены стоимость попут-
ного нефтяного газа по цене 11 руб. за 1000 м3 газа и энерго-
затраты. В капитальные затраты включена только стоимость
непосредственно технологической установки.Производительность
установок по сырому газу принята равной 1,0 млрд, м3 в год.
Расчеты проводили для переработки нефтяного газа с содержа-
нием С3+Высшне 156, 295 и 463 г/м3. С целью выбора оптималь-
ного варианта переработки нефтяных газов по схеме НТА в ка-
2S3
честве параметра оптимизации было принято количество цирку-
лирующего абсорбента. Остальные параметры были постоянными:
давление 3,5 МПа, температура в узле предварительного отбен-
зинивания и тощего абсорбента —23 °C.
При выборе оптимального варианта переработки газа по схеме
НТК в качестве критерия оптимизации была принята температура
конденсации газа. При этом давление в узле конденсации газа
и деэтанизации конденсата во всех вариантах принято постоянным
и равным 3,5 МПа. Изменение количества циркулирующего аб-
сорбента в схемах НТА, а также температуры охлаждения газа
в схемах НТК позволяет варьировать отбор пропана и более
тяжелых углеводородов, добиваясь нахождения их оптимального
значения. Во всех случаях целевыми компонентами являлись
пропан + высшие. Известно, что энергозатраты на проведение
процесса абсорбции в основном складываются из затрат на ком-
примирование газа, охлаждение газа и тощего абсорбента, пере-
качку циркулирующего абсорбента. Энергозатраты на комприми-
рование газа во всех вариантах практически постоянны. Энерго-
затраты на охлаждение газа и тощего абсорбента зависят от со-
става газа и удельного расхода абсорбента.
Общий расход холода для проведения процесса НТА склады-
вается из количества холода, необходимого для охлаждения сырого
газа в узле предварительного отбензинивания, и холода, исполь-
зуемого для охлаждения тощего абсорбента перед подачей в аб-
сорбер и в АОК- Анализ показал, что затраты холода для охла-
ждения сырого газа составляет 50% от всего количества, требу-
емого на процесс. Остальные 50% расходуются на охлаждение
тощего абсорбента, подаваемого в абсорбер и АОК- При этом
увеличение затрат на получение холода прямо пропорционально
увеличению выхода широкой фракции углеводородов. С измене-
нием энергозатрат на получение холода, а также количества
подаваемого абсорбента изменяются и капитальные вложения на
холодильное, колонное и теплообменное оборудование. При этом
чем беднее газ, тем больше увеличиваются капиталовложения для
дополнительного получения примерно одного и того же коли-
чества ШФУ.
Наиболее предпочтительной из абсорбционных схем оказа-
лась схема НТА, изображенная на рис. III.80 и подробно рассмо-
тренная в гл. 4 раздела III. По обоим принятым критериям опти-
мизации оптимальными оказались варианты с извлечением про-
пана 81,17; 96,97 и 95,66% соответственно для газов с содержа-
нием С3+высшие 156, 295 и 463 г/м3. Именно эти варианты выбраны
для сравнения со схемами НТК при переработке газа тех же
составов.
Для нахождения оптимального температурного режима про-
цесса НТК выбрана обычная одноступенчатая схема НТК (см.
рис. III.29). Давление процесса выбрано равным 3,5 МПа, а для
температуры принимали диапазон от —20 °C до —60 °C. При тем-
254
пературах конденсации до —30 °C для предотвращения гидрато-
образования предусмотрен впрыск диэтиленгликоля. При охла-
ждении газа ниже —30 °C предусмотрена адсорбционная осушка.
Газ охлаждали до —30 °C с помощью пропанового холодильного
цикла; при более низкой температуре охлаждения применяли
каскадный пропан-этановый холодильный цикл. Для выбора
оптимальных температурных режимов схемы НТК для каждого
состава газа рассчитывали основные технико-экономические пока-
затели процесса при всех принятых температурах конденсации:
—20; —30; —40; —50 и —60 °C. Анализ полученных результатов
показал, что расход энергии на проведение процесса складывается'
в основном из энергозатрат на компримирование сырого газа,
дожатие сухого газа и охлаждение.
С увеличением содержания тяжелых компонентов в газе при
условии проведения процесса при одной и той же температуре
суммарные энергозатраты возрастают в основном за счет повыше-
ния расхода энергии на охлаждение. При этом энергозатраты на
компримирование сырого и дожатие сухого газа несколько умень-
шаются. При понижении температуры конденсации газа данного
состава энергозатраты возрастают в основном за счет увеличения
их на охлаждение сырого газа и дожатие остаточного газа из
деэтанизатора.
Объем капитальных вложений в технологическую установку
при оптимальном температурном режиме с увеличением содержа-
ния тяжелых компонентов в газе также возрастает в основном
за счет повышения стоимости холодильного и колонного оборудо-
вания. При понижении температуры конденсации капитальные
вложения также увеличиваются.
Анализ показал, что оптимумы по обоим критериям оптимиза-
ции (по условному доходу и относительным приведенным затра-
там) совпали и находятся при температуре сепарации (/сеп) —60 °C
для газа с содержанием С3+ЕЬ1СШИе = 156 г/м3 (извлечение
С3 <р = 72,7%), при /сеп = —50 °C для газа с содержанием
Сз+высшие = 295 г/м3 (ср = 81%) и при Zcen = —30 °C для газа
с содержанием С3+Еысшие = 463 г/м3 (<р = 81,1%). Именно эти
варианты технологических режимов схемы НТК были выбраны
для сравнения процессов НТК и НТА.
На рис. III.87 и III.88 представлены зависимости условного
дохода и относительных приведенных затрат от содержания
С3+ЕысШие в сыром газе при переработке его по методам НТК
и НТА. Как видно из рисунков, относительные приведенные за-
траты для всех рассматриваемых составов газа при переработке
его по схеме НТК и по схеме НТА очень близки между собой,
при этом относительные приведенные затраты для всех рассматри-
ваемых газов ниже по схеме НТК, а условный доход ниже по
схеме НТА.
Таким образом, схемы НТА и НТК оказываются равноэконо-
мичными в довольно широком диапазоне «жирности» газа — от 250
255
Зависимость условного дохода от содержания Сч+высшие в газах в процессах НТК и НТА:
1,2 — условный доход соответственно в процессах НТА и НТК-
Рис. III.88.
Зависимость относительных приведенных затрат от содержания Сз+высшие в процессах
НТА и НТК:
1,2— соответственно для схем НТА н НТК-
до 350—500 г/м3. При переработке газа с содержанием С3+иысшие
более 350—400 г/м3 экономичнее становится схема НТК- При этом
оптимальная температура переработки указанного газа около
—30 °C, которая может быть получена путем применения пропано-
вого холодильного цикла.
При переработке газа с содержанием С3+высш11е ниже 250 г/м3
более экономичной также оказалась схема НТК; однако при этом
температура процесса должна находиться на уровне —60 °C.
При условии применения пропанового холодильного цикла и не-
обходимости максимального извлечения пропана и более тяжелых
углеводородов единственно возможным способом переработки
газа является процесс НТА, с помощью которого можно извлечь
пропана 90% и более, перерабатывая газ любого состава. С дру-
гой стороны, в случае извлечения в качестве целевых продуктов
С2+Высш11е НТК практически является единственным способом
извлечения до 80—85% этана при соответствующем режиме.
Как уже отмечалось выше, эффективными являются схемы
НТК с турбодетандерными установками. Был проведен полный
анализ наиболее распространенных схем переработки газа: НТА,
НТК с каскадным холодильным циклом и уже рассмотренной
256
схемы НТК с турбодетандером (давление 3,5 МПа). Расчеты
сделаны для газоперерабатывающих заводов, работающих по ука-
занным схемам, производительностью 1 млрд, м3 в год по сырому
газу. Содержание С3+Высшие в исходном газе 295 г/м3. Технико-
экономические показатели для газоперерабатывающих заводов,
работающих по рассматриваемым схемам, приведены ниже:
Основные показатели Содержание С3+нысшие в попутном газе, г/м3 Сургутский ГПЗ. схема НТА 295 Схема НТК с каскадным Схема НТК
холодиль- ным циклом 295 с турбо- детандером 295
Степень извлечения С3, % 90 90 90
Товарная продукция в оптовых ценах, млн. руб. 17,1 17,2 17,2
Годовые эксплуатационные затраты, млн. руб. 7,4 7,0 6,7
Себестоимость выпуска продукции, млн. руб. 13,8 13,4 13,1
Затраты на 1 рубль товарной продукции, руб/руб 0,81 0,78 0,7
Удельные капитальные вложения, руб/1 000 м3 34,0 33,2 33,0
Удельная фондоемкость, руб/руб. . . . 1,99 1,93 1,92
Эксплуатационные затраты на 1000 м3, руб/1000 м3 . 7,4 7,0 6,7
Годовой экономический эффект, млн. руб. — 0,5 0,9
Технико-экономические показатели ГПЗ, работающего по схеме
НТК с турбодетандером, несколько лучше показателей ГПЗ,
работающего по схеме НТК с каскадным холодильным циклом,
и значительно лучше, чем показатели ГПЗ, работающего по
схеме НТА.
Учитывая технологическую гибкость и простоту схемы с турбо-
детандером, следует считать ее наиболее предпочтительной.
Американская фирма Флюор, занимающаяся более 30 лет
исследованиями и проектированием газоперерабатывающих уста-
новок, считает, что поскольку за последние 5 лет резко повысился
спрос на этан, следует ориентироваться на переработку газа
способом низкотемпературной конденсации. При этом для сухих
природных газов рекомендуются схемы НТК с детандером, кото-
рые позволяют извлекать до 40—60% этана (от потенциала),
до 90% пропана и порядка 98% бутанов и высших.
Для переработки нефтяных газов рекомендуются следующие
схемы НТК:
Коэффициенты извлечения
’с3 Фг . '~'4+высшие
С пропановым и внутренним холодильными циклами 0,4 0,9 0,97
С каскадным пропан-этановым холодиль- ным циклом 0,6—0,8 0,95 0,99
С пропановым холодильным циклом и де- тандером 0,6—0,8 0,95 0,99
С каскадным пропан-этановым холодиль- ным циклом и детандером 0,6—0,85 0,95 0,99
9 Берлин М. А. и др. 257
Однако из-за простоты аппаратурного оформления наибольшее
предпочтение фирма отдает схемам с пропановым холодильным
циклом и детандером, как в случае извлечения С2+высшие, так
и в случае глубокого извлечения пропана и более тяжелых угле-
водородов.
Указанные схемы имеют следующие особенности. Пропановые
холодильные установки обычно работают на трех изотермах.
Соответственно конденсат, образующийся при этом, подается
в деметанизатор несколькими потоками. В детандере газ обычно
расширяется с 5,0 до 2,8 МПа. В узле пропанового охлаждения
и охлаждения обратными потоками газ охлаждается до —62 °C,
а в детандере до —87 °C.
Как показали результаты исследований (см. гл. 5 раздела III),
при переработке очень «жирных» газов (содержание С3+пысшие
порядка 600 г/м3 и более) с целью получения С3+высшие пред-
почтительнее является процесс низкотемпературной ректифика-
ции с двумя вводами сырья в колонну.
Глава 7
ТЕХНОЛОГИЯ ПЕРЕРАБОТКИ
ГАЗОВОГО КОНДЕНСАТА
Газовый конденсат получают путем промысловой обработки при-
родного (свободного) газа газоконденсатных месторождений
с целью подготовки его к дальнему транспортированию.
В настоящее время основной способ обработки конденсат-
содержащего газа — низкотемпературная конденсация (сепарация)
с использованием холода, получаемого за счет дроссель-эффекта
(т. е. за счет использования пластовой энергии газа), либо вы-
рабатываемый на специальных холодильных установках. При
этом наблюдается тенденция к внедрению для использования
пластовой энергии газа с целью получения холода турбодетандер-
ных установок, об эффективности которых было сказано выше.
Для квалифицированной переработки конденсатсодержащего
природного (свободного) газа требуются те же технологические
установки, которые были подробно рассмотрены выше. Особен-
ностями ГПЗ для переработки природного газа могут быть: отсут-
ствие компрессорной сырого газа (поскольку газ, как правило,
поступает на завод под давлением); возможное исключение из
схемы пропанового холодильного цикла в случае применения
турбодетандерного агрегата (за счет большего перепада давлений
турбодетандер полностью обеспечивает потребное количество хо-
лода); несколько повышенные давления процесса и др.
258
В настоящее время даже на некоторых новых газоконденсат-
ных месторождениях установки стабилизации конденсата выне-
сены за пределы промысловых установок низкотемпературной се-
парации (НТС), что осложняет транспортирование нестабильного
конденсата с промыслов на установку стабилизации, приводит
к значительным потерям конденсата и увеличению капитальных
и эксплуатационных затрат.
В последнее время установки стабилизации конденсата стре-
мятся сооружать на головных объектах одного или группы место-
рождений с использованием метода ректификации в колонных
аппаратах.
Рассмотрим технологическую схему НТС и стабилизации кон-
денсата на примере Оренбургского газоконденсатного место-
рождения. Газ, выходящий из скважин, предварительно обраба-
тывают на промысловых установках комплексной подготовки
газа (УКПГ) и окончательно — до товарных кондиций — на ГПЗ.
УКПГ удалены от ГПЗ на 30—60 км. На УКПГ применен метод
низкотемпературной конденсации газа с впрыском ингибитора
гидратообразования, снижающим относительную влажность
отсепарированного газа до 50—60%; это предотвращает появление
на промысловых газопроводах сероводородной коррозии. Техно-
логическая схема установки НТС показана на рис. III.89.
Газ из скважин с давлением 13,0—11,0 МПа при 5—16 °C
отделяется от капельной жидкости в первичном сепараторе 2,
охлаждается обратными потоками в теплообменнике 3, дроссели-
руется до давления 6,8 МПа и направляется в сепаратор 5. От-
сепарированный газ из низкотемпературного, сепаратора 5 (Р =
= 6,8 МПа; t = —22 °C) после рекуперации его холода напра-
вляется на ГПЗ, где осушается и очищается (блок осушки и очи-
стки 6) от сернистых соединений до товарных кондиций, а вы-
деленный из газа углеводородный конденсат смешивается с кон-
денсатом, поступающим с промыслов (на рисунке не показано).
Жидкость из сепаратора 2 после дросселирования до давление
равного давлению в сепараторе 5, поступает в трехфазный раз-
делитель 1, где она разгазируется и отделяется от насыщенного
водой метанола. Углеводородный конденсат из разделителя 1
и сепаратора 5 смешивается и направляется по конденсатопроводу
на ГПЗ. На ГПЗ углеводородный конденсат перерабатывают
на стабильный конденсат с давлением насыщенных паров 64,5 кПа
при 38 °C, ШФУ и топливный газ (метан-этановая фракция).
На рис. III.89, б показана схема установки стабилизации кон-
денсата (УСК) на ГПЗ. Сырой конденсат с давлением 4,0 МПа
поступает в емкость 7 и после сброса давления и подогрева в тепло-
обменнике 8 разгазируется в емкости 9 под давлением 1,4 МПа.
Разгазированный конденсат подогревается в теплообменнике 10
потоком стабильного конденсата примерно до 90 °C и подается на
седьмую сверху тарелку стабилизатора 11, который работает по
схеме ректификационной колонны в режиме дебутанизатора.
9*
259
Рис. III.89.
Принципиальная схема НТС и стабилизации конденсата на Оренбургском газоконденсатном
а — УКПГ; б — УСК; в — установка выделения ШФУ; 1 — трехфазный разделитель: 2, 5 —
очистки газа; 7, 9, 16. 21 — емкости; 11 — стабилизатор; 12 — воздушный холодильник;
I — газ из скважин; II — насыщенный раствор метанола; III •— регенерированный раствор
ный конденсат; VIII — охлаждающая вода; /X —регейерированный раствор амина; X—на
Колонна имеет 19 тарелок. Параметры работы колонны следу-
ющие: давление Р = 0,75 МПа, температура верха 67 °C, темпе-
ратура низа 167 СС. Газы стабилизации — верхний продукт ко-
лонны 11 — после сероочистки (абсорбер 17) направляются на
установку выделения ШФУ (рис. II 1.89, в), состоящей из двух после-
довательно включенных колонн: абсорбционно-отпарной (АОК) 18
и десорбера 20. В АОК из газов стабилизации извлекаются про-
пан + высшие. Верхний продукт (газы деэтанизации) отводится
в систему газоснабжения, а насыщенный пропаном + высшие
абсорбент (нижний продукт) направляется в десорбер 20, тар.
отпариваются поглощенные углеводороды. Верхний продукт де-
сорбера 20 — ШФУ — отводится на склад готовой продукции,
а тощий абсорбент (нижний продукт) возвращается в цикл абсорб-
ции на орошение АОК. В качестве абсорбента используется ста-
бильный конденсат — товарный продукт завода. Проектные пара-
метры работы АОК следующие: давление Р = 0,6 МПа, темпера-
тура верха tB = 59 °C, температура газа 1п = 82 °C. Параметры
работы десорбера: давление Р = 1,5 МПа, температура верха
tB = 127 °C, температура низа ta = 160 °C. Производительность
установки комплексной подготовки газа 5 млрд, м3 газа в год,
каждая УКПГ состоит из четырех технологических линий. Произ-
водительность установки стабилизации конденсата 1,04 млн. т
в год. Основные технические решения Оренбургского комплекса
по переработке конденсатсодержащего газа вполне соответствуют
современному уровню.
260
УШ
6
месторождении:
сепараторы; 3, 8, 10, 19, 21 — теплообменники; 4 — дроссель-вентиль; 6 — блок осушки и
13 — конденсатор; 14 — насосы; 15 — рибойлеры; 17 — адсорбер; 18 — АОК; 20 — десорбер,
метанола; IV — товарный газ; V — газы выветривания; VI —теплоноситель; VII — стабмль-
сыщенный раствор амина; XI — газы деэтанизации; XII — широкая фракция углеводородов.
Опыт эксплуатации газоконденсатных месторождений пока-
зывает, что метод НТК вполне может обеспечить качественную
подготовку газа к его транспортированию. Поэтому установка
(узел) НТК с применением (в зависимости от давления газа)
процессов детандирования (дросселирования) или внешнего холо-
дильного цикла является обязательной частью технологического
комплекса по первичной переработке конденсатсодержащего газа
и конденсата. Дальнейшие технологические решения могут быть
различными. Для более полного извлечения целевых компонентов
и получения ШФУ и стабильного бензина возможно применение
схем низкотемпературной абсорбции; может быть применена также
схема деэтанизации (деметанизации) и дальнейшего фракциониро-
вания конденсата на сжиженный газ и стабильный бензин, или
на этановую фракцию, сжиженный газ и стабильный бензин, или
на индивидуальные углеводороды и стабильный бензин в ректи-
фикационных колоннах.
Сооружение установок стабилизации конденсата за пределами
установок НТК осложняет транспортирование конденсата: обра-
зование газовых пробок нарушает нормальный режим эксплуата-
ции конденсатопроводов. Дегазация конденсата в конденсато-
проводе, особенно на конечных участках, приводит к резким
колебаниям (иногда в 2 раза) давления и количества сырья, посту-
пающего на установку стабилизации конденсата, что ухудшает
ее работу. Сооружение установок деэтанизации конденсата в еди-
ном комплексе с установками НТК позволило бы не только обес-
261
печить нормальную работу конденсатопроводов и качественную
утилизацию газов деэтанизации, но и лучшую рекуперацию тепла
и холода технологических потоков.
Так же как при переработке нефтяного газа с целью уменьше-
ния капитальных вложений целесообразно перерабатывать кон-
денсатсодержащий газ непосредственно на месторождении с полу-
чением транспортабельного сухого газа и ШФУ. В этом случае
ШФУ можно перерабатывать на газо- и нефтедобывающих заво-
дах, имеющих газофракционирующие и центральные газофрак-
ционирующие установки (ГФУ и ЦГФУ); конденсат можно не-
посредственно на промысле не стабилизировать.
Из изложенного следует, что существующее в отечественной
практике некоторое деление между технологией переработки
нефтяного газа и конденсатсодержащего газа в значительной мере
условно. И для переработки нефтяного, и для переработки при-
родного газа следует применять рассмотренные выше процессы
низкотемпературной конденсации и абсорбции. Вследствие срав-
нительной «бедности» природных газов низкотемпературную рек-
тификацию для их переработки применять не рекомендуется.
И для нефтяных, и для природных газов, с точки зрения термо-
динамической и экономической целесообразности наиболее вы-
годна переработка по полной схеме, т. е.' с получением индиви-
дуальных углеводородов и стабильного бензина (а в случае кон-
денсатсодержащего газа иногда и более тяжелых фракций). При
этом обязательными для технологической схемы ГПЗ будут сле-
дующие узлы:
предварительная сепарация;
компримирование (для природного газа на ранних стадиях
разработки месторождения отсутствует);
осушка от влаги;
регенеративный теплообмен;
холодильный цикл — для природного газа на ранних стадиях
разработки месторождения он заменяется в схемах переработки
узлом дросселирования или турбодетандер ной установкой;
сепарация газоконденсатной смеси;
деэтанизация (деметанизация) или абсорбция — АОК —
десорбция (деметанизатор устанавливается в схемах с получением
этановой фракции);
пропановая (этановая) колонна (этановая колонна устанавли-
вается в схемах с получением этановой фракции);
бутановая колонна;
изобутановая колонна (в случае получения изобутана).
Если требуется получать пентановую фракцию, устанавливают
пентановую колонну — депентанизатор и, как правило, изопеш
тановую колонну для получения изопентана.
При переработке природного газа в качестве абсорбента часто
применяют нестабильный или стабильный конденсат. Поэтому
в схемах переработки природного газа абсорбционным методом
262
узел десорбции, как правило, отсутствует. Вместо АОК в таких
схемах обычно применяют деэтанизатор.
Используя опыт отечественного и зарубежного обустройства
газоконденсатных месторождений, ВНИИгаз совместно с ЦКБН
и проектными институтами разработал типовые схемы переработки
конденсатсодержащего газа на промыслах по низкотемпературной
конденсации и низкотемпературной абсорбции [116].
Низкотемпературную конденсацию (сепарацию) конденсатсо-
держащего газа с впрыском 70—85%-ного гликоля для осушки
и стабилизацию конденсата в ректификационной колонне рекомен-
дуется применять на газоконденсатных месторождениях любой
климатической зоны с содержанием конденсата в газе до 100 г/м3.
Установка позволяет получать газ с точкой росы по воде до
—25 °C и извлекать из газа до 97% конденсата.
По схеме, изображенной на рис. II 1.90, охлажденный конден-
сат, выделенный в сепараторе 1, вводят через емкость 7 в поток
газа перед низкотемпературным сепаратором 5. Схема исключает
технологические потери конденсата, обеспечивает глубокую ре-
куперацию холода и тепла технологических потоков и возврат
газов выветривания и стабилизации конденсата в основной поток
обрабатываемого газа. Когда избыточная энергия пласта исчер-
Рис. Ш.90.
Принципиальная схема НТС природного газа:
1 — сепаратор: 2, 6, 11 — теплообменники: 3 — испаритель хладоагента: 4 — расшири-
тельное устройство; <5 — низкотемпературный сепаратор; 7, 8 — емкости; 9 — колонна;
10 — печь.
1 — газ из скважин; II — газ отсепарированный; III — ингибитор гидратообразования;
IV — насыщенный раствор ингибитора гидратообразования; V —стабилизированный
конденсат.
Рис. III.91.
Принципиальная схема низкотемпературной абсорбции природного газа:
1 — сепаратор; 2, 6, 12 — теплообменники; 3 — испаритель; 4 — расширительное устрой*
ство; 5 — абсорбер: 7,8 — емкости; 9 — колонна; 10 — печь; 11 — насос.
I — газ из скважин; II — газ отсепарированный; III — пропан; IV — насыщенный
раствор ингибитора гидратообразования; V — стабилизированный конденсат.
263
пывается, для получения низких температур газа применяют
искусственный холод, а для возврата отсепарированного газа
стабилизации устанавливают компрессор (на рисунке не по-
казан).
Стабилизационная колонна 9 в зависимости от требуемой
степени стабилизации конденсата может работать в режиме де-
этанизации или дебутанизации.
Для переработки газа при содержании в нем конденсата от 100
до 500 г/м3 можно использовать схему низкотемпературной аб-
сорбции с конденсатом в качестве абсорбента. Она обеспечивает
точку росы газа по воде —25 °C и извлечение до 80% пропана от
содержания его в исходном газе.
Отличие установки НТА (рис. III.91) от установки НТС
(см. рис. III.90) —вместо низкотемпературного сепаратора уста-
навливается абсорбер. Кроме того, часть стабилизированного
конденсата после колонны 9 подается в поток сырого газа перед
сепаратором 1. Для схемы (см. рис. III.91) характерно отсутствие
сепаратора перед абсорбером и специальной системы десорбции
газа. Сепаратором служит как бы сам абсорбер. В качестве тощего
абсорбента применяют нестабильный конденсат из емкости 7,
охлаждаемый в теплообменнике 6; возможно применение стаби-
лизированного конденсата, получаемого в колонне 9. Так же как
в схеме НТС, необходимый для процесса НТА холод производится
в начальный период за счет дроссель-эффекта, а затем по мере
падения давления в схему включается внешний холодильный цикл.
Газовые конденсаты являются ценнейшим сырьем для нефте-
химической промышленности. Поэтому на основе газоперераба-
тывающих заводов, особенно крупных, целесообразно создавать
газохимические комплексы. При разработке предложений по
использованию газовых конденсатов необходимо учитывать их
углеводородный, фракционный и химический состав, особенности
размещения районов добычи газовых конденсатов, потребления
продуктов их химической переработки, а также специфику и пер-
спективы развития соответствующих смежных отраслей про-
мышленности.
ЛИТЕРА ТУРА
1. Михайлов Н. П. — Газ. дело, 1962, № 7, с. 29—32.
2. Кемпбел Д. М. Очистка и переработка природных газов. М., Недра. 1977.
349 с.
3. Sharma К. Е., Campbell D. М. — Oil a. Gas J., 1969, vol. 67, № 31, р. 5—7.
4. Moleod Н. О., Campbell D. М. — J., Petrol. Technol., 1961, vol. 13, № 6,
р. 590—591.
5. Катц Д. Л. и др. Руководство по добыче, транспорту и переработке при-
родного газа. М., Недра, 1965. 676 с.
6. Лакеев В. П. Канд, дис., М., ВНИИгаз, 1970.
7. Лакеев В. П. — Газ. пром., 1970, № 10, с. 39—42.
8. Лакеев В. П. — Труды ВНИИгаз, 1974, вып. 1, ч. II., с. 120—136.
9. Лакеев В. П. — В кн.: Адсорбенты, их получение, свойства и применение.
264
Труды IV Всесоюзного совещания по адсорбентам. Л., Наука, 1978, с. 197—
201.
10. Гликоли и опыт их применения в нефтяной и газовой промышленности.
Обзор. М., ВНИИОЭНГ, 1970. 150 с.
11. Arnold G. L., Pearce R. L. — Oil a. Gas J., 1961, vol. 59, № 25, p. 7—9.
12. Polderman L. D. — Oil a. Gas J., 1957, vol. 55, № 38, p. 6—7.
13. Swerdloff D. —Oil a. Gas J., 1967, vol. 65, № 17, p. 5—6.
14. Worley M. S. — Canad. Petrol., 1967, vol. 8, p. 34—38.
15. Hydrocarb. Proc., 1972, vol. 51, № 12, p. 79—81.
16. Кельцев H. В. Основы адсорбционной техники. M., Химия, 1976. 511 с.
17. Гвоздев Б. П. Осушка природного газа твердыми сорбентами. М., ВНИИЭ-
газпром, 1975. 52 с.
18. Коуль А. Д., Розенфельд Ф. С. Очистка газа. М., Недра, 1967. 392 с.
19. Лакеев В. П. — В кн.: Опыт проектирования и эксплуатации адсорбцион-
ных установок. Научный совет по адсорбентам АН СССР, Научный совет
по теоретическим основам химической технологии АН СССР, Труды дзер-
жинской сессии. М., ВИНИТИ, 1971, с. 148—159.
20. Mittelstrass М. е. а. —Chemische Technik, 1969, Bd. 21, № 2, S. 90—96.
21. Гудков С. Ф., Бекиров Т. М. Усовершенствование установок осушки и
очистки нефтяного газа. М., ВНИИЭгазпром, 1976. 56 с.
22. Ильина Е. И. Извлечение сероводорода и углекислоты из природного газа
и производство элементарной серы. Обзор. М., ВНИИЭгазпром, 1969. 86 с.
23. Мальков И. А. — Газ. пром., 1979, № 5, с. 39—41.
24. Оруджев С. А. — Газ. пром., 1977, № 11, с. 4—14.'
25. Жабрее И. П. и др. Месторождения сероводородсодержащих газов СССР.
Науч.-темат. обзор. Сер.: Геология и разведка газовых и газоконденсатных
месторождений. М., ВНИИЭгазпром, 1977. 64 с.
26. Tennyson R. N., SchaafR.P.—Oil a. Gas J., 1977, vol. 75, № 2, p. 78—80,
85—86.
27. Лейбуш А. Г., Шорина E. Д. — ЖПХ, 1947, t. 20, № 1—2, c. 73—77.
28. Очистка технологических газов/Семенова T. А., Лейтес И. А., Аксель-
род Ю. В. и др. М., Химия, 1977. 489 с.
29. Гриценко А. И. и др. Опыт эксплуатации установок очистки газа от кислых
компонентов на Оренбургском и Мубарекском ГПЗ. М., НТО ВНИИЭгаз-
пром, 1979. 59 с.
30. Стрючков В. М., Анисонян А. А., Башхиян Д. Ц. и др. — В кн.: Перера-
ботка газа и газового конденсата. М., ВНИИЭгазпром, 1977, № 8, с. 16—20.
31. Стрючков В. М. и др. — В кн.: Переработка газа и газового конденсата.
М., ВНИИЭгазпром, 1977, № 1, с. 8—13.
32. Способы очистки высокосернистого природного газа. Зарубежн. техн.-экон,
информ, по газ. пром. М., ВНИИЭгазпром, 1977, с. 13—18.
33. Oil a. Gas J., 1966, vol. 64, № 8, р. 83—86.
34. Hydrocarb. Proc., 1968, vol. 47, № 7, p. 138—140.
35. Chem. Week, 1968, vol. 103, № 11, p. 63.
36. Mason J. R., Griffith T. E. — Oil a. Gas J., 1969, vol. 67, № 23, p. 67-71.
37. Gas, 1969, vol. 45, № 6, p. 52—58.
38. Hydrocarb. Proc., 1970, vol. 49, № 3, p. 137.
39. Hydrocarb. Proc., 1971, vol. 50, № 4, p. 94, 96, 101.
40. Oil a. Gas J., 1971, vol. 69, № 28, p. 75.
41. Пехота Ф. И. и др. Направления интенсификации процессов подготовки
нефтяного и природного газов к переработке. М., НТО ВНИИЭгазпром,
1971. 48 с.
42. Инженер-нефтяник, 1973, № 4, с. 87—132.
43. Oilweek, 1974, vol. 24, № 46—47, р. 24.
44. Пат. 1201942, 1959 г. (ФРГ); пат. 2926751, 1958 г.; 3252269, 1962 г. (США);
пат. 891551, 1959 г. (Англия).
45. Petrol. Refiner, 1960, vol. 39, № 5, р. 193—197.
46. Buckingham Р. А. — Hydrocarb. Proc., 1964, vol. 43, № 4, p. 113—116.
47. Lewis J. L. e. a. — Oil a. Gas J., 1974, vol. 72, № 24, p. 120—122.
265
48. Пехота Ф. Н. и др. — В кн.: Переработка газа и газового конденсата. М.,
ВНИИЭгазпром. 1971. 48 с.
49. Пат. 1204559, 1966 г. (ФРГ).
50. Пат. 3214892, 1965 г.; 3266219, 1966 г.; 3594985, 1971 г. (США).
51. KutscherG. е. а. —Oil a. Gas J ., 1967, vol. 65, № 12, р. 116—118.
52. Hegwer А. М., Harris R. А. — Hydrocarb. Proc., 1970, vol. 49, № 4, р. 103—
104.
53. Hegwer А. М., Harris R. А. — Chem. Eng. (N. Y.), 1970, vol. 77, № 9,
p. 54—56.
54. Goar B. — Oil a. Gas J., 1971, vol. 69, № 28, p. 75—78.
55. Michaeli U. — Erdol-Erdgas-Ztschr., 1975, Bd 91, S. 341—347.
56. Wolfer W. — Erdol-Erdgas-Ztschr., 1976, Bd 92, S. 183—187.
57. Реней Д. P. — Переработка углеводородов, 1976, № 4, с. 19—22.
58. Газ. пром, зарубежн. стран, 1978, № 6, с. 19—25.
59. Kohrt Н. е. а. — Erdol u. Kohle-Erdgas-Petrochemie, 1962, Bd 16, S. 97.
60. Kohrt H., Thorman К., Bratrler К. — Erdol u. Kohle, 1963, Bd 16,
S. 96—99.
61. Beavon D. K., Roszkowsky T. K. —Oil a. Gas J., 1969, vol. 67, № 15,
p. 138—140.
62. Рябова T. С., Чомадуров П. A. — В кн.: Переработка газа и газового кон-
денсата. М., ВНИИЭгазпоом, 1975, 38 с.
63. Пат. 316146, 1964 г. (США).
64. Dunn С. е. а. — Hydrocarb. Proc. a. Petrol. Refiner, 1967, vol. 13, № 3,
p. 150—154.
65. Dunn C., Freitas E. — Petrol. Refiner, 1964, vol. 44, № 3, p. 150—154.
66. Goar B. — Oil a. Gas J., 1969, vol. 67, № 26, p. 117—120.
67. Зарубежная техника. M., ВНИИЭгазпром, 1969, № 23, с. 10—11.
68. Klein I. Р. — Oil a. Gas J., 1970, vol. 68, № 9, p. 109.
69. Frazeir J. — Hydrocarb. Proc., 1970, vol., 49, № 4, p. 101 —102.
70. Переработка газа за рубежом. Сер.: Газовое дело. М., ВНИИЭгазпром,
1972, с. 79.
71. Селицкий А. П. и др. — В кн.: Отраслевое совещание по проблеме «Абсорб-
ция газов», Тезисы докл., Ташкент, 1979, с. 31.
72. Саркисьянц Г. А. и др. — В кн.: Переработка и использование газа. М.,
Гостоптехиздат, 1962. с. 20—21.
73. Берлин М. А., Константинов Е. Н., Алатырев Л. Е. и др. — Нефтепро-
мысл. дело, 1978, № 5, с. 17—20.
74. Берлин М. А., Касапов Н. К., Константинов Е. Н. — Труды ВНИПИ-
газпереработки, 1977, вып. 2, с. 111 —115.
75. Клименко А. П. Разделение природных углеводородных газов. Киев, Тех-
ника, 1964, 379 с.
76. Берго Б. Г., Хованская В. В., Гаджиев Н. Г. Б. — Труды ВНИИгаз, 1974,
вып. 2, с. 217—226.
77. Oil a. Gas J., 1969, vol. 67, № 47, р. 81.
78. Herrin J. Р. — Hydrocarb. Proc,, 1966, vol. 45, № 6, p. 144—148.
79. Язик A. B. —Экон. газ. пром., 1976, № 5, с. 7—14.
80. А. с. 472968, 1975 г. (СССР).
81? Gas Warme Intern., 1973, Bd 22, № 6, S. 205—208.
82. Parker K. D. — Oil a. Gas J., 1972, vol. 70, № 11, p. 53—54.
83. ' Swearingen J. S.—Chem. Eng. Progr., 1972, vol. 68, № 7, p. 95—102.
84. Morgan P. I. A. — Energy Processing Canada, 1976, vol. 68, № 5, p. 32—40.
85. Wulf H. W. L. — In: 4th Intern. Criog. Eng. Conf. Eindhoven, 1972, p. 70—77.
86. Берлин M. А., Панасян Г. А., Кудинова О. M. — В кн.: Подготовка и пе-
реработка газа и газового конденсата, 1978, № 10, с. 28—34.
87. Берлин М. А., Панасян Г. А., Новик Т. И. и др. — Нефтепромысл. дело,
1978, № 7, с. 38—40.
88. Эмирджанов Р. Т. Основы расчета нефтезаводских процессов и аппаратов.
Баку, Азнефтеиздат, 1956. 423 с.
89. Horton G., Franklin W. В. — Industr. Eng. Chem., 1940, vol. 32, p. 1384.
90. Kremser A. — Natl. Petrol. News, 1930, May 21, p. 43.
266
91. Скобло А. И. и др. Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефте-
химической промышленности. М., Гостоптехиздат, 1962. 651 с.
92. Александров И. А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. М.,
Химия, 1965. 295 с.
93. Морган Ф. Л. — Инженер-нефтяник, 1967, № 10, с. 50—55.
94. Рамм В. М. Абсорбция газов. М., Химия, 1966. 767 с.
95. Туревский Е. Н. и др. — Хим. и технол. топлив и масел, 1976, № 12, с. 37—
39.
96. Фишман Л. Л., Берго Б. Г. — Газ. пром., 1968, № 7, с. 41.
97. Туревский Е. ЕЕ, Александров И. А., Халиф А. Л. — Газ. пром., 1969, № 9,
с. 41—43.
98. Монко Д. Д. Канд. дис. М., НИИСС, 1965.
99. Семенцов А. Д. и др. — Хим. и технол. топлив и масел, 1971, № 9, с. 33—38.
100. Гореченков В. Г., Кузнечиков В. А. — Хим. и технол. топлив и масел, 1976,
№ 10, с. 31—34.
101. Rose A., Sweeny R. F-, Schwodt V. W. — Industr. Eng. Chem., 1958, vol. 50,
№ 5, p. 737.
102. Кондратьев A. A. — Теорет. основы хим. технол., 1972, т. 6, № 3, с. 477.
103. Константинов Е. Н. и др. — Газ. пром., 1973, № 5, с. 43.
104. Поляк Б. Т. — Ж- вычислит, мат. и мат. физ., 1964, т. 4, с. 5.
105. Гнусава С. П. и др. — Газ. пром., 1972, № 9, с. 46—48.
106. Арнаутов Ю. А. и др. — В кн.: Переработка газа и газового конденсата.
М., ВНИИЭгазпром, 1974, № 3, с. 6—12.
107. Гнусова С. П., Халиф А. Л., Берго Б. Г. — Газ. пром., 1969, № 11, с. 40—43.
108. Ирха Э. И. — В кн.: Переработка газа и газового конденсата. М., ВНИИЭ-
газпром, 1968, № 5, с. 5.
109. Гнусова С. П., Берго Б. Г., Бояринов В. А. —Экспресс-информация. М.,
ВНИИЭгазпром, 1971, № 1, с. 28—31.
110. Гнусова С. П., Халиф А. Л., Берго Б. Г. — Газ. дело, 1969, № 11, с. 23—26.
111. Canad. Petrol., 1970, vol. И, № 6, р. 42.
112. А. с. 346972, 1973 г. (СССР).
113. Пат. 3541802, 1970 г. (США).
114. Александров И. А. и др. Направление интенсификации процессов подготовки
нефтяных и природных газов к переработке. М., НТО ВНИИЭгазпром,
1971.205 с.
115. КудиноваО. М., Орлова А. С., Мартыненко Л. А., Г оритькоЛ. А. — Труды
ВНИПИгазпереработки, 1978, вып. 3, с. 84—87.
116. Гнусова С. П., Берго Б. Г., Фишман Л. Л. Технический прогресс и техно-
логия сбора и стабилизации газового конденсата. Науч.-мат. обзор. Сер.'.
Переработка газа и газового конденсата. М., ВНИИЭгазпром, 1977. 58 с.
Раздел IV
Расчет основных процессов
и технологических схем
переработки газа
Условные обозначения
А — фактор абсорбции
L — количество абсорбента
<р — коэффициент извлечения
К — константа равновесия
V — количество газа
w — влагосодержание газа
М. — молекулярная масса
Q — количество тепла
Т — температура
Р — общее давление
г — коэффициент сжимаемости
с — состав смеси
/ — энтальпия
у' — мольная доля компонента в паровой фазе
х' — мольная доля компонента в жидкой фазе
S — энтропия
р — плотность
В разделе III были рассмотрены все основные способы и про-
цессы переработки газа, различные варианты технологического
оформления этих способов (т. е. различные технологические
схемы). Однако, несмотря на их различие, большинство узлов
и простых процессов являются общими для всех схем и способов
переработки газа. Так, общими являются процессы очистки от
механических примесей и капельной жидкости; очистки от СО2
и H2S (если они присутствуют в сыром газе); осушки от влаги;
компримирования; нагнетания жидкости; теплообмена; холодиль-
ные циклы; низкотемпературная конденсация и сепарация двух-
фазных потоков; смешение и разделение потоков. Дополнитель-
ными узлами в схемах НТК являются деэтанизация ШФУ, де-
метанизация и в самых современных схемах дросселирование
жидких потоков и детандирование. Для схем НТА такими допол-
нительными узлами являются абсорбция, АОК и десорбция,
а для схем НТР — ректификация. Поэтому чтобы рассчитать
любую современную схему переработки газа, необходимо уметь
рассчитывать следующие процессы:
сепарацию газового потока от механических примесей и ка-
пельной жидкости;
осушку газа от воды;
268
очистку газов от СО2 и H2S;
компримирование газа;
разделение потоков;
смешение потоков;
однократную равновесную конденсацию (испарение);
дросселирование жидких потоков;
детандирование газа;
нагнетание жидкости;
абсорбцию;
ректификацию;
теплообмен.
В настоящем разделе описаны в доступной форме алгоритмы
расчета всех основных узлов и процессов, из которых склады-
ваются технологические схемы переработки газа. Указанными
алгоритмами можно пользоваться и при ручных, и при машинных
расчетах. По некоторым процессам приведены алгоритмы упро-
щенных, приближенных расчетов, а также алгоритмы точных
расчетов, которые могут быть осуществлены только на ЭВМ.
Более простые методы расчетов используют обычно для предвари-
тельной оценки процесса.
Изложенные ниже методы расчетов могут использоваться
и проектировщиками при проектных расчетах и эксплуатацион-
никами при поверочных расчетах.
После рассмотрения алгоритмов расчета процессов газопере-
рабатывающих схем в разделе в качестве примера приведены
алгоритмы расчета технологических схем всех основных способов
переработки газа: НТК, НТА и НТР.
Глава 1
РАСЧЕТЫ ОСНОВНЫХ ПРОЦЕССОВ
ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА
ОСУШКА
Абсорбционный метод осушки
Процесс осушки газа абсорбционным способом рассчитывают на
основе уравнения Крейсера [1 ] для расчета коэффициента извле-
чения воды
j/n+i — у\ = Ап+1 — А______у о ' Ап+1 — А
Уп+1 ~An+l-l у'„+1 ‘ An+1 - 1
(IV.1)
где Уп+1, у[, у'о — соответственно (в моль/моль): содержание воды в осушаемом
газе; в осушенном газе; в газе, равновесном с регенерированным абсорбентом;
269
n — число теоретических тарелок в абсорбере; <рг — коэффициент извлечения
влаги при температуре Т; А — фактор абсорбции, равный
А = (IV.2)
где L' — количество регенерированного абсорбента, кмоль/ч; V' — количество
осушаемого газа, кмоль/ч; К — константа равновесия для воды в системе «при-
родный газ—осушитель», определяемая из уравнения [1]
К = ~а) Ма+ 18а1 (т V
Л 748,44Л10 (1 — а) ' ;
где а — массовая доля чистого осушителя в его регенерированном растворе;
— влагосодержание осушенного газа, г/м3; Л1о — молекулярная масса чистого
осушителя.
Второй член правой части уравнения (IV. 1) учитывает влияние
остаточной воды в регенерируемом абсорбенте.
В результате расчета определяется: необходимое количество
регенерированного абсорбента и число теоретических тарелок.
Дальнейший расчет состоит из следующих стадий (рис. IV. 1).
1. Конкретизируются значения исходных данных. Для проект-
ного расчета процесса осушки гликолями в качестве исходных
данных принимают: давление и температуру осушаемого газа;
количество осушаемого газа; точку росы осушенного газа; тип
абсорбента (ДЭГ или ТЭГ);
удельный расход абсорбента I,
кг гл иколя/кг воды.
2. По температуре контакта
(принимается как температура
осушаемого газа) и точке росы
осушенного газа по графикам
(см. рис. III.5, III.7 и III.8,
с. 121, 124) определяют мини-
мальную концентрацию регене-
рированного гликоля amln, обе-
спечивающую получение задан-
ной точки росы газа. Поскольку
эти графики отражают равно-
весные значения,которые в пра-
ктических условиях не дости-
гаются, для определения концен-
трации гликоля по указанному
графику точка росы осушенного
газа принимается на 5—11 °C
ниже заданной.
Рис. IV. 1.
Блок-схема расчета процесса абсорбцион-
ной осушки.
270
3. По графику на рис. III.1 (см. с. 114) определяют влаго-
содержание осушаемого газа w1 и осушенного газа w2.
4. Рассчитывают расход регенерированного абсорбента, кг/ч,
из выражения
Z-i = V (o>i — au2) I (IV.4)
где V — объем осушаемого газа, м3/ч; и ш2 — влагосодержание соответственно
осушаемого и осушенного газа, кг/м3.
5. Концентрацию насыщенного гликоля определяют из урав-
нения материального баланса по влаге в жидкой и газовой фазе
где и а2 — массовая доля чистого осушителя в регенерированном и насыщен-
ном абсорбенте соответственно.
6. Количество насыщенного гликоля рассчитывают по урав-
нению
/-а — /-1 + (wi—ша) V (JV.6)
7. Рассчитывают константу равновесия К по уравнению (IV.3).
8. Определяют фактор абсорбции А по уравнению (IV.2).
9. Фактический коэффициент извлечения влаги рассчитывают
по уравнению
(IV.9)
10. Теоретический коэффициент извлечения рассчитывают
с учетом содержания воды в регенерированном гликоле
Фг = . (IV,8)
Уп+1 ^хо
где Хо — мольная концентрация воды в регенерированном абсорбенте (гликоле)
1 — а
18
Х°~ 1 - а а
18 + Мо
у'п-и — число молей влаги в осушаемом газе
=JL22 4
У п+1 18
где w — влагосодержание осушаемого газа в кг/м3.
И. Используя график Кремсера, по известным величинам <рг
и А определяют число теоретических тарелок (пт).
12. Рабочее число тарелок
пт
«pa6 = "f (IV. И)
где г] — к. п. д. тарелки, обычно в абсорберах-осушителях находится в преде-
лах 25—40%.
(IV. 10)
271
Температура f °C
Рис. IV.2.
Зависимость общего давления пара растворов диэтиленгликоля различной концентрации
от температуры.
Цифры на прямых — концентрация регенерированного гликоля, %.
Десорбер можно рассчитать также по уравнению Крейсера
или как ректификационную колонну для разделения бинарной
смеси. Вследствие большой разницы температур кипения воды
и гликолей (ДЭГ и ТЭГ) для их разделения достаточно двух или
трех теоретических тарелок, одной из которых является кипя-
тильник [2].
Для десорберов-регенераторов принимается, что в кипятиль-
нике достигается равновесие между водой и гликолем. Зависимость
между составом, температурой и давлением смеси определяется
из рис. IV.2 и IV.3 [2]. Задавшись концентрацией регенериро-
ванного гликоля в кипятильнике и температурой отпарки на оси
абсцисс (с учетом недопущения разложения гликолей), определяют
на оси ординат давление процесса. Давление пара на этих диа-
граммах соответствует общему давлению паров воды и гликоля,
которое, если не подается инертный (отдувочный) газ, равно об-
щему давлению в кипятильнике. В случае подачи отдувочного
газа для пользования этими диаграммами нужно из общего дав-
ления в кипятильнике вычесть парциальное давление вводимого
отдувочного газа.
При определении коэффициента отпарки влаги <р принимается,
что количество уносимого гликоля бесконечно мало по сравнению
с общей массой. Коэффициент отпарки определяется по уравнению
«2 (1 — «1)
«1(1 — »2)
(IV. 12)
272
Рис. IV.3.
Зависимость общего давления пара растворов трнэтиленгликоля различной концентрации
от температуры.
Цифры на прямых — концентрация регенерированного гликоля, %.
По диаграмме Крейсера (см. рис. III.47, с. 199) по найденному
коэффициенту <р и числу теоретических тарелок п = 2—3 опре-
деляют фактор десорбции S. Число молей насыщенного раствора
гликоля Ь2 берут из расчета процесса осушки; поэтому, зная ве-
личину S, можно определить объем паров V. Таким образом полу-
чены все необходимые данные о работе десорбера. Поскольку
количество паров и жидкости по высоте регенератора меняется
незначительно, потарельчатый расчет его, как правило, не про-
изводят.
Качество подаваемого газа, если регенерацию ведут с подачей
отдувочного газа, опреде-
ляют из уравнения (в моль)
Г = 4т" (IVJ3)
где К.' — константа равновесия в
системе гликоль—вода, — опре-
деляется по графикам (рис. IV.4)
[3]; Мг— молекулярная масса
газа.
Рис. IV.4.
График для определения констант
фазового равновесия в системах*.
а — ДЭГ —вода; б — ТЭГ —вода.
273
В настоящее время в ТЮМЕННИИгипрогазе разработана «Ме-
тодика расчета контактных ступеней абсорберов гликолевой
осушки газа» [4 ], согласно которой можно рассчитать необходи-
мое число теоретических и практических тарелок при различных
параметрах работы установки осушки, выбрать оптимальный
технологический режим и размеры аппарата. При поверочном
расчете определяют два любых параметра, взяв остальные по
фактическим показателям работы узла осушки. Полученные
результаты сравнивают с проектными и действительными и на
основании этого делают вывод о работе узла и путях ее улучше-
ния. Методика расчета остается практически той же.
Адсорбционный метод осушки
Расчет процесса адсорбционной осушки газа сводится к определе"
нию требуемого для получения осушенного газа объема адсорбента,
длительности защитного действия работающего слоя адсорбента
(время до проскока), потери давления при движении газа через
адсорбент.
Для проектного расчета процесса осушки адсорбционным спо-
собом в качестве исходных данных принимают: давление и тем-
пература осушаемого газа; объем осушаемого газа V; точка росы
осушенного газа; продолжительность цикла адсорбции т; тип
адсорбента.
Для принятой продолжительности цикла адсорбер рассчиты-
вают в следующей последовательности [5] (рис. IV.5).
1. Конкретизация значений исходных данных.
2. Принимается допустимая линейная скорость газа в адсор-
бере цр, м/мин (обычно 2,0—4,0 м/с при атмосферном давлении).
Линейную скорость газа при рабочих условиях можно определить
Старт
1 | ввод |
2 ।-- *
>1 Задается Vp I
I
3 |
4 1-----
г—Л Dmie)
t ,
5_______И, (1У.16) |
6_______I_____,
Г5* 's’dorr.
7 | qUTM) I
. 3 [\,?j (Я/зД
9 аррис IFS,71
a9([F.t9) I
I -Ц
!й Н подСор
________I..-
и f Lc„.fa:iO)\
п'г—Л......
ij P yzrz/7~|
—
IS | 3P{IF.Z2)\
из массовой скорости, рассчиты-
ваемой по уравнению Леду [5 ]
иг = (78срграцДад£)°’ (IV.14)
где иг — массовая скорость газа, кг/см2;
рг — плотность газа при рабочих усло-
виях, кг/м3; рад — средняя плотность
адсорбента, кг/м3; £>ад — средний диаметр
гранул адсорбента, м; с — константа
(с = 0,025-0,033).
3. Определяют массу воды, из-
влекаемой из газа на протяжении
цикла адсорбции. В расчете ис-
пользуются данные о влагосодер-
Рис. IV.5.
Блок-схема расчета процесса адсорбционной
осушки.
274
Рис. IV.6.
Зависимость равновесной динамической влагоемкости ар свежих адсорбентов от относи-
тельной влажности газа для температуры контакта 25 сС:
/ — силикагель; 2 — молекулярные сита; 3 — оксид алюминия.
Рис. IV.7.
Температурная поправка с„ на влагоемкость силикагеля и оксида алюминия.
ЙР
жании осушаемого и осушенного газов, найденные из рис. III.2
(см. с. 116).
G = V (wi ~(IV. 15)
где п — число циклов в 1 сут.
4. По исходным данным определяют внутренний диаметр адсор-
бера
0=1/—К (IV. 16)
V 0,785ор
где V — объем осушаемого газа, м3/мин; D — диаметр адсорбера, м.
Диаметр аппарата принимается ближайший больший по нор-
мали.
5. Расчитывают линейную скорость газа в свободном сечении
адсорбера при рабочих условиях v±.
6. Если полученная скорость не соответствует рекомендуемым
пределам, то диаметр аппарата подбирают таким образом, чтобы
линейная скорость газа находилась в рекомендуемых пределах.
7. Определяют удельную нагрузку слоя по воде, кг/(ч-м2).
8. Рассчитывают длину адсорбционной зоны
0,7895
1ац. з = 31,3 ^5£06 (р/^0,2646 (IV.18)
где P/Ps — относительная влажность осушаемого газа; /ад, 3— длина адсорб-
ци онной зоны, м.
9. Равновесную динамическую влагоемкость слоя ая в %
находят из рис. IV.6 и IV.7 [5].
275
Рис. IV.8.
Зависимость коэффициента трения газа о слой адсорбента от числа Рейнольдса.
Динамическую влагоемкость слоя ад при работе слоя до про-
скока рассчитывают по уравнению
Дд = аР (^-О'.45/ад. з) (1 у 19)
10. Определяют высоту слоя адсорбента Н из условия, что
значение соотношения НЮ обычно принимается от 2 до 5 [6].
При большем соотношении могут возникнуть большие потери
давления.
11. Принимают минимально необходимую высоту слоя адсор-
бента
127’4Gh2o (IV.20)
РаД^^Д
гДе Рад — средняя плотность адсорбента, кг/м3.
12. Если Н меньше /сЛ, то необходимо перезадаться значе-
нием Н и повторить расчет по пп. 9—12.
13. Рассчитывают продолжительность работы слоя до про-
скока влаги, г
т 0,01адРад^сл (IV 21)
1 <7
14. Если тх значительно отличается от принятой пр должи-
тельности цикла адсорбции т, то повторяют расчет по пп. 2—13,
приняв величину цикла несколько меньше полученной в п. 13
величины Tj.
15. Потери давления при движении газа через гранулирован-
ный адсорбент определяют из выражения
др = (4V.22)
4pge2
где f — коэффициент трения; рг — плотность газа, кг/м3; tip — скорость газа,
м/с; Др — эквивалентный диаметр частиц, м [7]; g — ускорение силы тяжести,
м/с2; е — пористость, м3/м3 адсорбента.
276
Коэффициент трения определяют как функцию от числа Рей-
нольдса по рис. IV.8 [8]. В свою очередь число Рейнольдса для
пористых сред вычисляют по формуле
Re = MpPr (IV. 23)
где р. — абсолютная вязкость газа.
На этом расчет процесса адсорбции заканчивается. Результаты,
полученные при расчете процесса адсорбции, используют также
при расчете цикла регенерации. Вне зависимости от типа цикла
регенерации — открытого или закрытого — основная процедура
технологического расчета регенерации состоит в нахождении опти-
мальной средней тепловой нагрузки и массового расхода регене-
рационного газа, необходимого для извлечения из слоя адсор-
бента поглощенной воды.
Общее количество требуемого тепла слагается из тепла, расхо-
дуемого на нагрев адсорбента, аппарата, воды до температуры
кипения, на испарение воды и поглощенных углеводородов.
Поэтому расчет начинают с определения каждого из указанных
видов тепла.
Порядок расчета следующий [9] (рис. IV.9).
1. Конкретизация значений исходных данных.
2. Тепло Qi, требуемое для нагрева адсорбента, определяется
из выражения
Q1 = G1c1(74-71) (IV.24)
где G4 — масса адсорбента, кг; 74 — тем-
пература газа регенерации на выходе из
регенерируемого слоя осушителя в конце
цикла нагрева, °C. Обычно первое значе-
ние температуры регенерации принимается
в пределах 0,3—0,5 Т, где Т — темпера-
тура газа регенерации на выходе из печи.
Значение температуры 7 для разных ад-
сорбентов дано ранее (см. с. 126); 74 —
температура адсорбционного процесса, °C;
ci — удельная теплоемкость регенерируе-
мого осушителя. Теплоемкость распрост-
раненных осушителей дана в табл. Ш.З
на с. 129.
3. Тепло Q2, требуемое для на-
грева аппарата, определяют из
аналогичного выражения
Q, = G2c2 (74 - TJ (IV.25)
Рис. IV.9.
Блок-схема расчета процесса регенерации
адсорбента-осушителя.
277
где й2 — масса аппарата и арматуры, непосредственно присоединенной к шту-
церам аппарата; с2 — удельная теплоемкость конструкционных материалов,
из которых изготовлен аппарат.
4. Тепло <23, требуемое для нагрева воды до температуры
кипения, определяют из выражения
Сз = °Н!ОСз(7’2-7’1) (IV-26)
где GHjO — масса воды, поглощенной сорбентом в процессе адсорбционного
цикла; Т2 — температура кипения воды; са — удельная теплоемкость воды.
5. Тепло Q4, требуемое для испарения воды, находят из вы-
ражения
Q4 = ghXh,o <IV-27)
где rHjO — теплота испарения воды.
6. Тепло Q5, требуемое для испарения поглощенных в процессе
адсорбции углеводородов
Q5 = 0,2Q4
Считается, что на испарение углеводородов расходуется при-
мерно 20% тепла, необходимого для испарения воды.
Потери тепла обычно принимают равными 5% от количества
тепла, расходуемого на регенерацию.
7. В этом случае общее количество тепла, необходимое на про-
ведение десорбционного цикла, составит
Q = 1.05(Q1-yQ2 + Q3 + Q4 + Q5) (IV.28)
Затем определяют массовый расход газа регенерации методом
последовательных приближений.
8. Обычно задаются тремя значениями температур Т4 регене-
рационного газа на выходе из слоя осушителя (Ti)1 = 0,ЗТ;
(Т4)2 = 0,47"; (Л)з = 0,57\
Для трех заданных температур Т4 по энтальпийным диаграм-
мам определяют допустимые тепловые нагрузки (ддоп) регенера-
ционного газа, являющиеся отношением необходимого тепла Q
к массовому расходу Орг регенерационного газа при снижении
температуры:
Tt от Т до (Т4)4 <?(д0П. j)
Т\ от Т до (Т4)2 <Цдоп. з)
Tt от Т до (Т4)3 (/(доп. з)
9. Вычисляют удельное количество тепла (<2уд)н2о, требуемого
для десорбции единицы массы поглощенной воды
(%)h2o = -g~ (IV.29)
10. Для трех заданных температур Г4 вычисляют необходимые
тепловые нагрузки (<?Heo6x) регенерационного газа, требуемые для
нагрева и испарения воды.
278
Кроме известных исходных данных для проведения расчета
используют:
парциальное давление воды в регенерационном газе, поступа-
ющем для десорбции в слой осушителя РнхаО;
парциальное давление воды в регенерационном газе, выходя-
щем из слоя осушителя с /4гн,о;
удельное массовое содержание воды в регенерационном газе,
поступающем в слой осушителя в кг Н2О/кг газ. per. определяют
по уравнению
„вх _ ^нао . % масс. Н2О 1У g
®н,о —п _____рвх % масс. газ. per. ' ' '
раб Н гО
Удельное массовое содержание воды в регенерационном газе,
кг Н,0
выходящем из слоя осушителя, -----------£---
кг газ. per.
пВЫХ тт /А
„вых _______н,о______ % масс. Н2О (IV 31)
вн,о ~ р _____„вых о/ масс. газ. per. ' ' '
граб гнго
Удельное массовое количество испаряемой воды определяют
из уравнения
_ИСП _ВХ „ВЫХ /ТЛ7 ОП\
&н2о = &н2о — &н2о <IV-32>
Необходимая тепловая нагрузка регенерационного газа, тре-
буемая для нагрева и испарения поглощенной воды (в кДж/кг
газ. per.)
9необх = (^уд)нго (I V.33)
11. Для трех заданных температур вычерчивают графики
зависимости <?дои и ^пеобх тепловых нагрузок регенерационного
газа в функции от Т4. Пересечение этих кривых определяет опти-
мальные среднерасчетные значения требуемой тепловой нагрузки
9опт регенерационного газа и температуры Т4апг газа регенерации,
выходящего из десорбируемого слоя осушителя. Если полученное
значение Т4опт не более чем на 1 % отличается от принятого, то
температура считается найденной. В противном случае расчет
начинают с п. 1 при значении 1\, равном найденному значе-
нию 7\опт.
12. Массовый расход газа регенерации определяют из соот-
ношения
бгаз. per. — ~Z~Z (IV.34)
1нчопт
где <3Газ. per. — массовый расход регенерационного газа, кг/ч; тн — длительность
нагрева десорбируемого слоя осушителя в течение регенерационного цикла, ч.
13. Недостатком описанного метода является необходимость
сначала задаться продолжительностью тн нагрева десорбируемого
слоя осушителя, а затем определить его методом последователь-
ного приближения.
279
Рис. IV.10.
Температурный режим адсорбера при регенерации и охлаждении адсорбента:
1 — температура газа регенерации на входе в адсорбер; 2 — изменение температуры на
выходе из адсорбера при регенерации и охлаждении адсорбента; 3 — температура газа
регенерации на входе в подогреватель (температура осушаемого газа); Л— D — периоды
цикла регенерации и охлаждения.
Для нахождения продолжительности всего процесса регене-
рации разобьем его на отдельные участки (рис. IV. 10). На пер-
вом участке температура регенерационного газа, выходящего из
слоя осушителя, изменяется от 1\ до Т3. Средняя расчетная тем-
пература на этом участке ТА равна (7\ Ц- Т2)/2 (показана на рис.
IV. 10 пунктирной линией). На этом участке тепло расходуется в
основном на нагрев материала слоя осушителя и аппарата. Про-
должительность процесса на этом участке хА. На втором участке
температура изменяется 7\ до Т3. Средняя температура на этом
участке Т в. На этом отрезке тепло расходуется в основном на
нагрев слоя осушителя, воды и поглощенных компонентов. Про-
должительность процесса на этом участке хв. На третьем участке
температура регенерационного слоя газа, выходящего из слоя
осушителя, изменяется от Т3 до Т4. При достижении тем-
пературы регенерационного газа на выходе из слоя осушителя
значения ТА, нагрев регенерационного газа в печи прекращается.
Средняя температура на этом участке Тс. Продолжительность про-
цесса тс. На четвертом участке поглотитель охлаждается от Т4 до
Т&. Средняя расчетная температура равна TD, продолжительность
процесса xD.
Сумма всего количества тепла, подведенного к регенератору
на участках процесса А, В и С, равна общему количеству тепла Q,
подведенному в процессе регенерации и определенному нами
выше.
Поэтому можно записать
Q = бгаз. per. (бр)гаэ. per. [(^ — Т а) ХА + (Т — Тв) ХВ (Т Тс) Тс] (IV.35)
где (Ср)газ. рег. средняя удельная теплоемкость регенерационного газа.
Поскольку теплоемкости осушителя, металла аппарата, воды,
углеводородов и др. известны для каждого участка температурной
280
Рис. IV.11.
Блок-схема расчета процесса предотвращения гидратообразова-
ния методом впрыска ингибитора.
диаграммы составляют и решают уравнения теп-
ловых нагрузок относительно продолжительно-
сти тА, тв, тс и td рассмотренных этапов десор-
бционного цикла.
14. Суммарная продолжительность нагрева
равна
тн = ха + тв + тс (IV-36)
15. Если продолжительность нагрева т'н, по-
лученная в результате расчета, отличается от
принятой более чем на 5%, то за исходную при-
нимается расчетное значение Тн и расчет повто-
ряют снова с п. 12.
16. Продолжительность десорбционного
цикла включает и длительность охлаждения и
равна для двухсорберных схем
т = т . + тк + т,, + тп (IV.37)
дес А * В 1 С 1 D ' '
17. Для трехсорберных (в цикле адсорбции
один аппарат) схем продолжительность десорб-
ционного цикла равна
тдес = ХА + ХВ + ТС = TD (IV38)
Предотвращение гидратообразования
методом впрыска ингибитора
Для расчета процесса предотвращения гидратообразования
методом впрыска ингибитора необходимы следующие исходные
данные: давление и температура сырого газа; производительность
установки по сырому газу; тип и концентрация свежего ингиби-
тора; минимальная температура газа в процессе контакта с инги-
битором.
В результате расчета определяют общий расход ингибитора
и его конечную концентрацию.
Последовательность расчета (рис. IV. 11).
1. Конкретизация значений исходных данных.
2. По рис. III.2 (см. с. 116) определяют температуру гидрато-
образования газа t.
3. По уравнению, приведенному нас. 117,определяют пониже-
ние температуры гидратообразования при впрыске ингибитора.
4. Определяют влагосодержание газа до и после впрыска гли-
коля w± и w2 (см. рис. III.1) при t и t — \t.
5. Удельный расход ингибитора определяют из уравнения
gH =
(aut — w2) а3
«1 —«2
(IV. 39)
281
Равновесная концентрация метанола в паровой фазе при различных давлениях и темпе-
ратурах (в г/100 м3 на каждый процент метанола в жидкой фазе).
Рис. IV. 12.
где Sh — расход нелетучего ингибитора, кг/1000 м3; aj, a2 — массовая концен-
трация вводимого и отработанного ингибитора, %.
Для легколетучего ингибитора (метанола) удельный расход
складывается из количества, необходимого для насыщения его
свободной водой и для насыщения им газовой фазы, т. е.
£л = (и11 — а>2'> + 0,001 а3а (IV. 40)
0^1 —
где а — отношение содержания метанола в газе, необходимого для насыщения
газа, к концентрации метанола в жидкости. Содержание метанола в газе, необ-
ходимое для его насыщения находится по рис. IV. 12 [10].
6. Общий расход ингибитора (бииг) определяют из уравнения
GHHr=gHV (IV.41)
где V — расход газа, м3/ч.
АМИНОВАЯ ОЧИСТКА
При очистке газа в большинстве случаев концентрация серо-
водорода в очищенном газе не должна превышать 2 г/100 м3.
Такую степень очистки легко достичь при использовании в ка-
честве абсорбента аминовых растворов.
Для удаления H2S и СО2 из газов чаще других используют
растворы моноэтаноламина (МЭА). Это связано в первую очередь
с высокой поглотительной способностью и стабильностью раство-
ров МЭА; низкой стоимостью и доступностью его. Однако моно-
этаноламин необратимо реагирует с сероксидом углерода (COS),
2 82
сероуглеродом (CS2) и меркаптанами (RSH). Поэтому применение
МЭА практически ограничивается очисткой природного и попут-
ного нефтяного газа, не содержащих эти примеси. Если есть опас-
ность разложения раствора МЭА из-за присутствия в исходном
газе значительных количеств COS, CS2 или RSH, то вместо моно-
этаноламинового раствора рекомендуется применять растворы
диэтаноламина (ДЭА), которые стабильны в присутствии указан-
ных соединений.
Ниже приводятся общие рекомендации и порядок расчета про-
цесса аминовой очистки газа и в первую очередь моноэтанолами-
новой очистки.
Объем поглощенного H2S или СО2 можно определить по фор-
муле
Q(C110~C.a) (IV.42)
где Q — объем очищаемого газа, м3/ч; сг — концентрация или СО2 в исход-
ном газе, % об.; с2 — концентрация H2S или СО2 в очищенном газе, % об.
При этом следует указать, что в материальных расчетах коли-
чество очищаемого газа и его давление условно применяются рав-
ными объему и давлению очищенного газа.
Необходимый объем поглотительного раствора определяется
по формуле
где G — объем поглотительного раствора, м3/ч; V — объем поглощенного
НгЭ (СО2), м3/ч; с — равновесная концентрация (СО2) в насыщенном растворе,
зависящая от парциального содержания HjS (СО2) в очищаемом газе, концен-
трации МЭА в поглотительном растворе, температуры насыщенного раствора [11 ];
с' — концентрация H2S (СО2) в регенерированном растворе; а — практическая
степень насыщения раствора сероводородом (диоксидом углерода), доли от рав-
новесной, принимается равной 0,4.
2. Концентрация поглотительного раствора моноэтаноламина
обычно колеблется от 8 до 15% в зависимости от содержания серо-
водорода и диоксида углерода в очищаемом газе. При очистке
газа другими аминами используют более концентрированные
растворы.
При расчете установок аминовой очистки объем циркулиру-
ющего поглотительного раствора можно определить с помощью
кривых, представленных на рис. IV. 13 и IV. 14.
3. После определения (выбора) массы поглотительного рас-
твора можно рассчитать фактическое насыщение его сероводоро-
дом или диоксидом углерода следующим образом:
, у
СФ=С +‘G" (IV.44)
где с' — концентрация H2S или СО2 в регенерированном растворе; V — коли-
чество поглощенного или СО2; G — количество циркулирующего поглоти-
тельного раствора.
283
Рис. IV.13.
Поглотительная способность аминовых растворов различной концентрации по отноше-
нию к кислым газам:
/—МЭА; 2 — ДЭА; 3— ТЭА.
Рис. IV. 14.
Зависимости скорости циркуляции аминовых растворов от их концентрации:
1 — 3 — концентрация кислых газов в насыщенном растворе соответственно 0,3 моль/моль
ДЭА; 0,4 моль/моль ДЭА; 0,3 моль/моль МЭА.
Концентрация кислых газов в насыщенном растворе на выходе
из абсорбера не должна превышать 0,3—0,4 моль/моль МЭА или
0,4—0,5 моль/моль амина при использовании водных растворов
ДЭА, так как при более высоких концентрациях кислых компонен-
тов в поглотительном растворе наблюдается интенсивная корро-
зия аппаратов.
4. Максимальная температура контакта при удалении из газа
сероводорода 38 °C. Если цель очистки — удаление СО2, то тем-
пературу контакта можно повысить до 65—70 °C.
5. Температура регенерированного раствора, подаваемого
в абсорбер, должна быть на 1—6 °C выше температуры выходя-
щего из абсорбера газа и обычно равна 40 °C. Это необходимо для
предотвращения конденсации тяжелых углеводородов, содер-
жащихся в газе. При определении температуры раствора, выходя-
щего из абсорбера принимается, что вся теплота, выделяющаяся
при абсорбции кислых газов, идет на нагрев раствора. Величину
нагрева поглотительного раствора рассчитывают, исходя из ко-
личества поглощенных кислых компонентов. Теплоту абсорбции
H2S и СО2 моноэтаноламином можно принять равной 1890 кДж/кг.
6. Диаметр абсорбера определяют по формуле [12]
Di = 0,0114 / 0,1 (QT)I(WP) (IV.45)
где Di — диаметр абсорбера, м; Q — количество газа, поступающего на очистку,
м3/ч; Т — температура очищаемого газа, К; Р — давление очищаемого газа,
МПа; W — скорость газа в свободном сечении абсорбера, принимается равной
0,13 м/с.
284
Производительность абсорбера QtHMH.n3lcgm
Рис. IV. 15.
Зависимость производительности абсорбера Q в млн. м3/сут от рабочего давлении и диа-
метра:
диаметр, м: / — 0,61; 2 — 0,63; 3 — 0,91; 4 — 0,93; 5 — 1,22; 6 — 1,24; 7 — 1,52; 8 —
1,54; 9 — 1,83; 10 — 1,85; 11 — 2,13; 12 — 2,15; 13 — 2,43; 14 — 2,45; 15 — 2,74.
7. Высота абсорбера определяется конструкцией аппарата.
Для абсорбера тарельчатого типа она зависит от числа тарелок,
необходимых для обеспечения требуемой степени очистки газа.
Учитывая, что коэффициент полезного действия тарелок не пре-
вышает 25—40%, число их обычно принимается равным 25—
30 шт. Из-за возможного вспенивания раствора обычно расстоя-
ние между тарелками принимается равным 500 м, хотя в зави-
симости от типа тарелок оно может несколько меняться. Размеры
абсорберов и отпарных колонн установок аминовой очистки могут
быть определены с помощью рис, IV. 15 и IV. 16.
8. Аминовый раствор рекомендуется регенерировать при сле-
дующих параметрах: давление 0,06—0,09 МПа, температура ре-
генерации раствора 116—122 °C.
9. Расход пара на регенерацию ами-
нового раствора определяется тепловой
энергией, потребляемой в кипятильни-
ках отпарной колонны (десорбера) и за-
висит от параметров работы установки.
Удельный расход пара (g, кг/ч) состав-
ляет, как правило, 100—180 кг на 1 м3
аминового раствора. Тогда общее коли-
чество пара, расходуемого в кипятиль-
нике (т) составит
m=Gg
(IV. 46)
Рис. IV. 16.
Производительность отпарной колонны рц при различ-
ных диаметрах ее и скоростях паров в прорезях тарелок
(в м/с):
1 — 4,6; 2 —. 3,7; 3 — 3. Концентрация МЭА в насы-
щенном растворе 15%.
285
Приняв паровое напряжение в десорбере 2400 кг пара в 1 ч,
расходуемого в кипятильниках на 1 м2 десорбера, можно опреде-
лить диаметр аппарата (D2, м)
D2==l^ 0,785-2400 (IV. 47)
10. Высоту десорбера устанавливают, исходя из опытных
данных, а не на основании точного расчета колонны. Обычно
отпарные колонны, используемые для регенерации водных рас-
творов моноэтаноламина, имеют 12—20 тарелок ниже и 2—6
тарелок выше ввода насыщенного раствора [13]. Часто для реге-
нерации аминовых растворов используют насадочные колонны
с керамическими кольцами.
11. На установках аминовой очистки газа имеется теплообмен-
ное оборудование различного назначения:
а) теплообменники — для нагрева насыщенного раствора, на-
правляемого в десорбер, и охлаждения регенерированного рас-
твора, выходящего из десорбера;
б) холодильники — для охлаждения регенерированного рас-
твора перед вводом в десорбер;
в) кипятильники — для подогрева регенерируемого раствора
до температуры кипения;
г) конденсаторы-холодильники — для охлаждения водяных
паров и кислых газов, выходящих из десорбера.
Коэффициенты теплопередачи по практическим данным для
указанных аппаратов составляют:
Теплообменники.......... 250 Кипятильники .............. 600
Холодильники ........... 150 Конденсаторы-холодильники 180
12. В процессе очистки амины теряются с продуктами, вы-
ходящими из абсорбера и десорбционной колонны, в результате
испарения и механического уноса. Потери эти зависят от кон-
струкции аппаратов и параметров процесса. По производственным
данным, потери МЭА с очищенным газом при температуре кон-
такта не выше 38 °C составляют примерно 14 г, а на стадии десорб-
ции достигают 16 г/1000 м3 газа. Потери аминов происходят также
в результате побочных реакций, например, при необратимом
взаимодействии МЭА и ДЭА с диоксидом углерода. Несмотря
на то, что эта реакция протекает медленно, она является постоянно
действующим источником потерь аминов. Продукты разложения
не только снижают эффективность аминовой очистки, но и при-
дают раствору коррозионную активность.
Разложению МЭА способствует также присутствие в газе
серооксида углерода и сероуглерода. Для практических расчетов
можно принять, что потери МЭА за счет разложения составляют
3,35 кг/1000 м3 СО2 и около 1 кг/м3 COS или CS2, для диэтанола-
мина в присутствии СО2 они составляют около 3,7 кг/1000 м3
СО2. Общие потери МЭА при очистке газа, как правило, не пре-
286
вышают 0,05 кг на 1000 м3 очищаемого газа, хотя в отдельных
случаях они могут достигать 0,07 кг/1000 м3 газа.
13. В связи с накоплением в растворе труднорегенерируемых
соединений, а также продуктов полимеризации и разложения
МЭА, на установках очистки газа должна быть предусмотрена
перегонка части регенерированного раствора со щелочью. Про-
изводительность узла перегонки — 0,5—1,0% от скорости цир-
куляции поглотительного раствора.
КОМПРИМИРОВАНИЕ ГАЗА
Исходной информацией при проектном расчете является: объем,
состав, температура и давление сырьевого газа, а также давление
газа после компримирования. При расчете необходимо определить
мощность компрессора и температуру газа по ступеням комприми-
рования и на выходе. Ниже приводятся графоаналитические ме-
тоды определения необходимой мощности компрессорных машин
и температуры газа после компримирования.
Мощность компрессора определяют по уравнению (в кВт) [11 ]
%м~ 1
_ 9,81 • 10~3т6см7? cm^hzcp I / Т’к \ %м ] I (ly 4g)
N= т] (£см — 1) 3600 Lx/’h/ J
где т — количество компримируемого газа, моль; kCM — показатель адиабаты
для сжимаемой смеси газов; /?см — газовая постоянная для смеси газов; Та —
температура на входе в компрессор; гср — коэффициент сжимаемости смеси;
Рк — давление нагнетания, МПа; Рн — давление всасывания, МПа; ц — к. п. д.
компрессора.
Расчет ведут для каждой ступени сжатия отдельно, затем
результаты суммируют.
Среднюю температуру среды (Тср) определяют как средне-
арифметическое между Ti{ и Тк (температура после компрессии).
Тк определяют по рис. IV.17 [12].
Для определения Тк по рис. IV. 17 задаются температурой после
сжатия Тк и по рис. IV. 18 определяют коэффициент адиабаты k
в зависимости от молекулярной массыМ и средней температуры 7\.р,
затем по рис. IV. 17 в зависимости от степени сжатия г = Рк/Рн
и коэффициента адиабаты k определяют температуру в конце
сжатия. Порядок определения следующий. На правой оси ординат
находят точку, соответствующую степени сжатия г. Из этой точки
проводят горизонталь до пересечения с линией адиабаты требуе-
мой величины. Из полученной точки пересечения восстанавливают
перпендикуляр до пересечения с линией температуры на приеме
компрессора. Из точки пересечения проводят горизонталь до пере-
сечения с левой осью ординат, на которой в точке пересечения
находят значение температуры после сжатия. В случае большого
расхождения (>10°) между заданной и полученной температурой
необходимо сделать пересчет с новым значением Тк. Таким обра-
287
Рис. IV. 17.
Номограмма для опреде-
ления температуры после
компрессии.
Рис. IV.18.
График для определения
отношения теплоемко-
стей (коэффициента ади-
абаты).
зом находят конечную температуру после сжатия для каждой
ступени отдельно.
Коэффициент сжимаемости смеси 2ср определяют одним из
описанных ранее методов. Коэффициент т] указывается в паспорте
компрессора. При предварительных расчетах для поршневых
компрессоров значение г] можно принять равным 0,9, для центро-
бежных — 0,72—0,75.
Для определения количества, состава, температуры потоков
после охлаждения и их энтальпии, с целью упрощения расчетов
на ЭВМ при расчетном анализе схем можно задаться окончатель-
ной температурой потоков, которую получают при воздушном
и водяном охлаждении. При этом входной информацией для
расчета является конечное давление компримирования Р, темпе-
ратура после воздушных (водяных) холодильников Т — пара-
метры входного потока: количество FBX, состав свх, давление Рвх,
температура Тт, энтальпия /вх. Цель расчета — при параметрах
потока после сжатия в компрессоре до давления Р и охлаждения
в холодильниках до температуры Т определить фазность и энталь-
пию выходного потока.
Расчет ведут по программе однократного испарения без тепло-
вого баланса, которая будет несколько подробнее рассмотрена
ниже. Выходной информацией является энтальпия (7ВЫХ) и фаз-
ность выходного потока.
ПРОЦЕСС ТЕПЛООБМЕНА
Алгоритм технологического расчета процесса
теплообмена при заданной разности температур
на одном конце теплообменника
При технологических расчетах, а также при расчетных исследо-
ваниях представляет интерес количество тепла, которое нужно
передать в том или ином узле теплообмена и температуры потоков,
безотносительно к типу и техническим данным самого теплообмен-
ного аппарата. С учетом этого и составлен алгоритм расчета узла
теплообмена.
Исходной информацией для расчета являются параметры
входных потоков и предельный перепад температур на одном из
концов теплообменника: количество F\ и F2, составы , с2 .энталь-
пия /j и /2, температура 7\ и Т2, давление Р2 и Р2 и (или
Д/2) на одном из концов теплообменника (рис. IV. 19). В резуль-
Рис. IV. 19.
Схема тепловых потоков теплообменника.
Ю Берлин М. А. и др.
289
Рис. IV.20.
Блок-схема проектного технологического расчета
теплообменников.
тате расчета определяем температуры
Т3 и Т4, энтальпии 13 и Ц выходных
потоков и количество тепла QT, пере-
данное в теплообменнике.
Расчет основан на использовании
уравнения теплового баланса
Л + ^2 ~ Лз + Л (IV.49)
и выполняется в следующем порядке
(рис. IV.20).
1. Конкретизируют значения ис-
ходных данных.
2. Определяют температуру од-
ного из выходных потоков по задан-
ной разности температур
Т3 = Т1 — М1 (IV.50, а)
в случае, если I поток является теплоносителем, в противном
случае
Т3 = Т1 + Д;1 (IV.50, б)
3. С помощью алгоритма расчета процесса однократного испа-
рения без учета теплового баланса рассчитывают энтальпию 13,
соответствующую температуре Т3.
4. /4 находят из уравнения (IV.49)
Л = /1 + ^2—
5. На основе алгоритма расчета процесса однократного испа-
рения с тепловым балансом (см. рис. IV.25, с. 300) определяют
температуру 7’4, принимая в качестве начального приближения
Л = Л.
6. Проверяют температурный перепад на втором конце
теплообменника
&ta = T2-Ti (IV.51)
7. Если
|Л/21^1ДМ (IV.52)
то переходят к следующему блоку.
8. Определяют количество тепла QT, переданное в теплообмен-
нике
<2т = I Л — ЛI
В случае невыполнения условия (IV.52), т. е. если перепад
температур на втором конце теплообменника меньше допустимого,
то расчет производят по изложенной методике с противоположного
конца теплообменника (см. блоки 9—13 на рис. IV.20). В этом
290
случае определяют температуру выходного потока на другом
конце теплообменника по уравнению
Т4 = Т2 + Д/2 (IV.50, в)
При этом варианте расчета А/2 задаются, а А/х определяют из
уравнения
^ti = T3 — Ti (IV. 50, г)
Расчет остальных величин аналогичен описанному выше.
Алгоритм технологического расчета теплообменника
при фиксированной тепловой нагрузке на теплообменник
В практике поверочных расчетов процессов газопереработки часто
необходимо определить параметры выходного потока по извест-
ным параметрам входного потока и тепловой нагрузке на тепло-
обменник. Исходной информацией для расчета являются пара-
метры входного потока: давление, температура, энтальпия, коли-
чество и состав входного потока и тепловая нагрузка на тепло-
обменник.
Порядок расчета следующий (рис. IV.21).
1. Конкретизируют исходные данные.
2. Давление, количество и состав выходного потока приравни-
вают к давлению, количеству и составу входного потока.
3. Энтальпию выходного потока /2 определяют из выражения
/2 = Д + <? (IV.53)
где /j — энтальпия входного потока; Q — количество тепла, переданного в теп-
лообменнике.
4. Температуру выходного потока определяют с помощью
алгоритма расчета процесса однократного испарения с учетом
теплового баланса (см. рис. IV.25, с. 300.)
Рис. IV.21.
Блок-схема технологического расчета теплооб-
менников с фиксированной тепловой нагрузкой.
Рис. IV.22.
Блок-схема технологического расчета тепло-
обменников при фиксированной температуре
выходного потока из теплообменника.
10*
291
Алгоритм технологического расчета теплообмена
при фиксированной температуре выходного потока
из теплообменника
К такому типу теплообменных аппаратов относятся холодиль-
ники-испарители, подогреватели-испарители (рибойлеры), огневые
подогреватели, воздушные и водяные холодильники. Исходной
информацией для расчета являются параметры входного потока
и температура выходного потока. В результате расчета необходимо
определить тепловую нагрузку на аппарат и оставшиеся пара-
метры выходного потока. Порядок расчета следующий (рис. IV.22).
1. Конкретизируют исходные данные.
2. Количество, состав и давление выходного потока принимают
равными соответствующим параметрам входного потока.
3. Энтальпию выходного потока рассчитывают с помощью
алгоритма расчета процесса однократного испарения без теплового
баланса (см. рис. IV.24).
4. Тепловую нагрузку на теплообменник определяют как раз-
ность энтальпий выходного и входного потоков.
При проектных расчетах на основе знания тепловых нагрузок
на аппарат и физико-химических свойств теплоносителя (хладо-
агента) или топлива можно определить их расход.
УЗЕЛ РАЗДЕЛЕНИЯ
При машинных методах расчета технологических схем используют
модуль-разделитель. Модуль предназначен для расчета разделе-
ния одного материального потока на два только по количеству
в соответствии с заданными коэффициентами разделения. Иначе
его называют простым разделителем потока. Входной информа-
цией блока являются коэффициент разделения <р и параметры
входного потока: количество — Fnx, состав — сг вх, давление Рвх,
температура ТЕХ, фазность, энтальпия, /вх. В результате получаем
все параметры выходных потоков. При этом количество и энталь-
пию выходных потоков рассчитывают по формулам
Л1ВЫХ = ^вх (1 —ф) (IV.54)
F2РЫХ = ЕВхф (IV. 55)
Лвых=/вх(1-ф) (IV.56)
2ВЫХ = /вхФ (IV.57)
Все остальные параметры выходных потоков приравнивают
к значениям соответствующих параметров входного потока.
УЗЕЛ СМЕШЕНИЯ
Этот алгоритм предназначен для расчета смешения двух потоков.
Исходной информацией являются: параметры входных потоков:
количества F1BX, F2bx, составы ciit давления Р1ВХ, Р2вх, тем-
292
пературы 71вх, Т2вх; фазность; энтальпии 1]вх, /2вх. В результате
расчета получаем все параметры выходного потока: сВЬ1Х, /пых,
Рвых и Твых, а также фазность потока. Количество и энтальпию
выходного потока рассчитывают по формулам
F ВЫХ = F 1ВХ + ^2ВХ (IV. 58)
^вых = Лвх + ^2ВХ (IV.59)
Состав выходного потока определяют по формуле
Flm.Ci1BX + ^2ВХС12вх
С1ВЫХ - р
г вых
(IV.60)
Предусматривается преимущество первого потока.
При обращении к подпрограмме, выделяющей из библиотеки
свойств таблицу констант равновесия при заданном давлении,
указывают давление Р1ВХ. Затем следует обращение к подпро-
грамме расчета однократного испарения с тепловым балансом.
Исходной информацией для нее служат: давление Р1ВХ, темпера-
тура Т1вх, количество FBblx, состав С; , энтальпия 7ВЫХ. Найден-
ная температура принимается за температуру выходного по-
тока Твых.
ТОЧКА КИПЕНИЯ
И ТОЧКА РОСЫ СМЕСИ УГЛЕВОДОРОДОВ
Нахождение точки росы или точки кипения системы необходимо
во многих расчетах процессов переработки газа. Расчет точки
кипения и точки росы для заданной смеси углеводородов проводят
методом Ньютона. В качестве
Ус-
функции Ф принимают — 1 =
= 0 при расчете точки росы и
- Кг — 1=0 при расчете тем-
пературы кипения, где ct — моль-
ный состав исходной смеси.
Порядок расчета следующий
(рис. IV.23).
1. Задаются начальным значе-
нием температуры точки росы или
точки кипения То.
2. Определяют константы фазо-
вого равновесия при этой темпе-
ратуре Kt-
3. Вычисляют значение функ-
ции Ф.
Рис. IV.23.
Блок-схема расчета точки кипения и точки
росы смеси углеводородов.
293
4. Если значение Ф < е, где е — это заданная точность вы-
числения, т. е. если значение функции отличается от нуля с за-
данной степенью точности, — расчет заканчивают. Обычно точ-
ность вычисления
е = ю-e — 10-«
5. Если условие п. 4 не выполняется первый раз, то, в соот-
ветствии с методом Ньютона, дают небольшое приращение по
температуре (0,001—0,0001 °C) и расчет повторяют, начиная
с п. 2.
6. Далее, если условие п. 4 не выполняется, значение тем-
пературы для каждого следующего приближения вычисляют по
уравнению
То = Т1 - Ф' (Т1 - Т1~1)/(Ф‘ - Ф'-1) (IV.61)
где I — номер итерации.
7. Расчет повторяют с п. 2.
ОДНОКРАТНАЯ КОНДЕНСАЦИЯ (ИСПАРЕНИЕ)
С помощью алгоритма однократной конденсации (испарения)
рассчитывают
температуру потока при указанных давлениях, энтальпии,
составе;
энтальпии потока при заданных температуре, давлении и
составе;
изотермическое или адиабатическое разделение фаз при за-
данном давлении;
процесс дросселирования.
Алгоритм расчета однократной конденсации (испарения) яв-
ляется одним из самых распространенных при расчетах техноло-
гических процессов газопереработки. Поэтому очень важно, чтобы
алгоритм и программа расчета процесса однократной конденсации
(испарения) были стабильными и абсолютно защищенными от
ошибок.
Составленный на основании алгоритма блок расчета процесса
ОК—ОИ на ЭВМ должен быть очень эффективным, так как его
часто используют при расчете других процессов. В настоящем
разделе рассматривается один из таких алгоритмов, обеспечива-
ющий высокую надежность и скорость счета.
Процесс однократной конденсации (испарения) может проте-
кать при известных (заданных) температуре и давлении входного
потока (например, в узле фазового разделителя в схемах НТК
и НТА) или при температуре, отличной от температуры входного
потока за счет подвода — отвода тепла (при теплообмене). Может
быть второй случай (на тарелках массообменных аппаратов),
когда температура входных потоков неизвестна, но известна их
энтальпия. Два последних случая объединяет одно общее условие:
294
нам известна или мы легко можем определить энтальпию системы
процесса ОК—ОИ.
Перед расчетом процесса однократной конденсации или испа-
рения необходимо определить фазность системы. Если система
находится в однофазном парообразном состоянии, то процесс ОИ
невозможен. Определение фазности системы необходимо также
в^процессе многих_расчетов, в которых требуется знать энтальпию
системы, теплофизические свойства и др. Фазность, агрегатное
состояние системы можно определить с помощью констант фазо-
вого равновесия, используя следующие соотношения [131.
Для кипящей жидкости, состоящей из п компонентов, сумма
парциальных давлений компонентов равна внешнему давлению.
Поэтому для идеальных систем можно записать
л= •••+?„<= S pix'i (IV.62)
1=1
где Р,- — давление насыщенных паров i-го компонента при параметрах системы;
х; — мольная доля i-ro компонента в кипящей жидкости.
Разделив левую и правую части уравнения (IV.62) на л и
имея в виду, что Pjn = (где Kt — константа фазового равно-
весия i-ro компонента при давлении системы л и температуре
системы t), получим:
= 1 (IV.63)
i=i
Уравнения (IV.62) и (IV.63) используют для определения
температуры кипящей жидкости при давлении л. Для этого ис-
пользуют метод последовательного приближения. Задаваясь ря-
дом значений температур, для каждой из них определяют давле-
ние насыщенных паров компонентов, входящих в систему, или
константы фазового равновесия этих компонентов; подставляют
найденные значения Pt или в уравнения (IV.62) или (IV.63),
добиваясь тождества. Для реальных смесей надо пользоваться
уравнением (IV.63), подставляя в него значения /Q, найденные
одним из приведенных выше способов.
Для определения температуры насыщенных паров на основа-
нии закона Рауля—Дальтона можно вывести зависимость
<1v-64>
4=1 4=1
где у\ — мольная доля i-ro компонента в паровой фазе, находящейся в равнове-
сии с жидкой фазой.
4=п ,
Для реальных смесей пользуются выражением 1 = ,
4=1 1
подставляя в него значения К,, найденные одним из приведенных
выше способов.
295
Искомую температуру насыщенных паров, находящихся при
давлении л, определяют при помощи уравнения (IV.64), которое
решают путем последовательных приближений, т. е. подбором
такого значения температуры, при котором уравнение (IV.64)
превращается в тождество.
На основании приведенных зависимостей (IV.63) и (IV.64)
фазовое состояние системы определенного состава £ c't = 1 при
заданных условиях можно находить следующим образом.
Если У । Kic'i = 1, то система находится в жидком состоянии
i=i
при температуре закипания (появился первый пузырек пара),
т. е. заданная температура при заданном давлении л оказалась
равной температуре кипения смеси заданного состава. При уело-
i=n
вии, что 2 Ktc'i < 1> система находится в однофазном жидком
i=i
состоянии, т. е. заданная температура при заданном давлении л
оказалась ниже температуры кипения для смеси заданного со-
1=п
става; если соблюдается неравенство У, Kic'i >1, то система
i=i
находится в двухфазном или парообразном состоянии.
Действительно, значения констант равновесия с повышением
температуры увеличиваются. Поэтому, если для соблюдения ра-
1=П
венства Ktc'i = 1 заданная температура при заданном давлении
i=i
и составе смеси должна равняться температуре начала кипения
смеси, то в жидкой фазе, т. е. когда заданная температура оказа-
лась ниже температуры начала кипения смеси, должно соблю-
i=n
даться неравенство У; Kic'i < 1, а для двухфазной смеси или для
i=i
паровой фазы, т. е. когда заданная температура оказалась выше
температуры начала кипения смеси, должно соблюдаться нера-
i=n
венство У Kic'i > 1. Соответственно, если при заданных усло-
i=i
виях У = 1, то система находится в паровой фазе при
i=i 1
температуре начала конденсации (появилась первая капля жидко-
i—n ,
сти); при условии < 1 система находится в паровой
1
i—n ,
1 VI ci
фазе, а при условии 5 >1 — в двухфазном или жидком
i=i 1
состоянии.
296
Таким образом, для двухфазного состояния системы до.оолж!
соблюдаться условия
£=п
1=1
Чтобы система находилась в двухфазном состоянии, неэ~еоб>
димо оба эти условия соблюдать одновременно.
i=n
Действительно, если существует неравенство S /<£с£. > -=- ],
i=i
система может находиться либо в паровой фазе, либо в двуу^у^ухф;
ном состоянии. Как же уточнить фазность системы? Обращ. т~т я ем
i=n j=n ,
к выражению Если У^ < 1, то вся система нах
т=1 ‘ i=i
г=п ,
дится в паровой фазе, а если 5 > 1, то система с у^^учет
1=1
S KiCi > 1, однозначно находится в двухфазном спето- <—>яни
t=i
t=n ,
Если расчет вели по соотношению и получено Hepzj-раве
i~n ,
ство > 1, то система может находиться в двух- или к одв
i=i
фазном жидком состоянии. Поэтому для уточнения фазностг—ти с
i—n
стемы необходимо воспользоваться выражением S KiCi. Ес.
1=1
£=П
KiCi < 1, то система находится в жидком однофазном ccs> —осте
i=i
t=n t=n f
нии. Если > 1, то система с учетом У^ > 1 одг
i=i i=i 1
значно находится в двухфазном состоянии.
Определив фазность системы и убедившись в том, что npcj роц(
однократной конденсации или однократного испарения возм»ач=ложе
приступают к расчету самого процесса.
Рассмотрим вначале более простой вариант расчета проц» оцес
ОК—ОИ, когда известны температура и давление процесса. EEHZB эт
случае исходной информацией является: количество F и о сост
исходной смеси с;, температура t и давление Р системы, при koi
рых требуется определить состав равновесных сосуществу:^^ующ
фаз.
Необходимо определить количество G и L паровой и жг с ид к
фаз и их составы у} и х\, таким образом нужно определить 4
неизвестных, где п — число компонентов. Для их определения
можно составить следующие уравнения.
1. Уравнение общего материального баланса
F = G + L (IV.65)
2. Уравнение покомпонентного материального баланса
Fc't = Gy\ + Lx\ (IV.66)
(всего п уравнений)
3. Уравнения соотношения состава фаз из условий фазового
равновесия
!/; = КЛ- (IV-67)
(всего п уравнений)
4. Стехиометрические соотношения
У -1 или V у£ = 1 (IV.68)
Таким образом, число неизвестных 2п + 2 равно числу урав-
нений. Однако решить эту систему уравнений обычными методами
нельзя, так как например уравнение (IV.66) не является линей-
ным (G и L функции состава фаз). Эту систему обычно решают
итерационным методом, который легко выполняется с помощью
ЭВМ.
Основная расчетная формула определяется следующим обра-
зом. Из выражения (IV.65) можно записать, что G = F — L
(или наоборот — L = F — G). После подстановки полученных
значений и выражения y’i через /OV уравнение (IV.66) примет
вид
Fc\ = (F — L) Кх- + Lx,
Отсюда
, Fc' с,
Xi = Kt (F-L) + L = Ki + L (l-Ki)/F (1 V'69)
В уравнениях (IV.69) неизвестными являются х\ и L. Поэтому
систему из (п—1) уравнений (IV.69) решают методом итераций,
задаваясь различными значениями количеств жидкой фазы L,
пока не будет соблюдено условие
S Xi = 1
Если выразить L = F — G (из уравнения IV.65) и xt
(из уравнения IV.66), то в результате из уравнений (IV.66) по-
лучим
Fc'. = Gy • + (F-G)-^-
Откуда
, FcJC, c'iKi
= GKi + F-G- = 1+С№-Ж
298
В уравнениях (IV.70) неизвестными являются y'i и G. Поэтому
систему из (п — 1) уравнений (IV.68) решают также методом
итераций, задаваясь различными значениями количеств паровой
фазы G, пока не будет выдержано условие
= 1
Иногда расчеты, особенно сравнительные, удобно вести на
1 моль смеси. В этом случае количество исходной смеси F = 1 моль,
количество паровой фазы определяется долей отгона G = е моль;
количество жидкой фазы L = 1 — е моль. Можно количество
жидкой фазы определить через долю конденсации L = /; тогда
количество паровой фазы определится из соотношения G = 1 — I.
В этом случае уравнение (IV.69) примет вид
ct
Xi ~ + l
Уравнение (IV.64) преобразуется следующим образом:
(IV.71)
(IV.72)
У‘ е(К,.-1) + 1
Систему уравнений (IV.65)-?(IV.68) можно свести к одному
уравнению с одним неизвестным L (на основе уравнения (IV.63)
ф (L) = £ *; -1 = о
(IV.73)
где х\ определяется по соотношению (IV.69).
Функция (IV.69) непрерывна и аналитически дифференци-
руема, что является удобным при использовании итеративных
методов расчета типа Ньютона. Однако аналитические исследова-
ния показали, что в области, где <р (L) < 0, условие абсолютной
сходимости итеративного метода Ньютона
42ф п
>0
не выполняется, а это создает дополнительные трудности при по-
иске корня уравнения на ЭВМ. Кроме того, функция <р (L) обла-
дает большой кривизной, что существенно влияет на скорость
сходимости итераций. Поэтому в расчетах удобнее использовать
функцию, которая лишена этих недостатков
I____’
п
при [ф (L) > 0]
Ф(£)
(IV.74)
—----------1 при [Ф (L) < 0]
i=n
269
Для ускорения сходимости при определении корней уравнения
Ф (L) = О рекомендуется применять итеративную процедуру Че-
бышева, имеющую второй порядок точности
fi+i _ ,1 , Ф(1')' Г, , 1 фУМ')
ф'(l1)' [ +2 [Ф'(Д9Р
(IV.75)
где Ф'Ф" (L) = — номер итераций.
Таким образом, порядок расчета процесса ОК—ОИ при за-
данной температуре процесса может быть следующим (рис. IV.24).
1. Конкретизируют исходные данные.
2. При заданных температуре, давлении и составе системы
определяют константы фазового равновесия каждого компонента К£.
3. Определяют состав жидкой фазы смеси (IV.69).
4. По соотношениям (IV.73)-?(IV.74) определяют Ф (L).
5. Проверяют условие [Ф (L) ] <8 = 1СГ7. Если оно соблю-
дается, то переходят к п. 6, если нет, то к п. 8.
6. Определяют количество паровой фазы G (IV.65).
7. Определяют состав паровой фазы y'i (IV.67).
Рис. IV.24.
Блок-схема расчета однократной конденсации (испарения) — процесса
ОК—ОИ, если известны температура и давление процесса.
Рис. IV.25.
Блок-схема расчета процесса ОК—ОИ, если температура процесса неиз-
вестна.
300
8. По соотношению (IV.75) определяют новое значение аргу-
мента L, и расчет продолжают, начиная с п. 3.
На этом расчет процесса ОК—ОИ при фиксированной темпе-
ратуре процесса заканчивается.
Если температура процесса ОК—ИО неизвестна, а известна
или можно легко определить энтальпию системы в процессе, то
расчет усложняется, так как для определения температуры не-
обходимо дополнительно привлекать уравнение теплового ба-
ланса
?4-/f = /g + /l (IV.76)
Поиск температуры системы, при которой выполняется соот-
ношение (IV.76), производится также методом итераций.
Функция теплового баланса представляется в виде
/разб. (Г> = + Il + If — Q (IV.77)
где 7Разб. сг> — функция разбаланса энтальпии от температуры.
Требуется определить значение температуры, при котором
разбаланс энтальпии (/разб. (Г)) не превышал бы заданной точ-
ности расчета.
Надежность и быстрота вычислений достигается при исполь-
зовании итеративного метода Ньютона для поиска температуры
в областях, где система существует в однофазном состоянии,
а в области парожидкостного равновесия — метод хорд. В этом
случае алгоритм расчета процесса ОК—ИО при неизвестной
температуре процесса будет следующим (рис. IV.25).
1. Конкретизируют исходные данные.
2. При заданном давлении и составе исходной смеси опреде-
ляют точку кипения Тк и точку росы Тр по изложенному выше
алгоритму.
3. Рассчитывают энтальпию системы при температуре Тк (/к)
и при температуре Tv (7р).
4. Определяют фазность системы по значениям ее энтальпии.
Если 1р + q > /р или IF + q < /к, то система находится
в однофазном состоянии соответственно в виде перегретого пара
или переохлажденной жидкости. Тогда поиск температуры ведут
для однофазной системы по методу Ньютона. Если одновременно
соблюдаются неравенства IF + q < 1Р ц IF + q > /к, то система
находится в двухфазном состоянии. В этом случае поиск темпе-
ратуры системы ведут методом хорд. Оба алгоритма совместимы,
и расчет продолжается, начиная с п. 5.
5. Рассчитывают температуру по уравнению хорды
_ 1р. разбТ’к — Тр1к. разб
' / - _ I я '1 V./o)
*р. разб — 'к. разб
6. При температуре Т рассчитывают материальный баланс
по приведенному выше алгоритму ОК—ОИ (см. рис. IV.24). Из
материального баланса при температуре Т определяют значе-
ния L и G, x'i и у\.
301
7. По полученным значениям определяют значения энтальпий
IL и 10 (по изложенным выше методам).
8. Вычисляют значение /ра3б (Т) по уравнению (IV.77).
9. Если /разе <7") < еп, где еп — заданная точность расчета,
то расчет окончен, в противном случае его продолжают, начи-
ная с п. 9.
10. Производят кодировку одной из границ хорды, исходя из
следующего условия: если 7Разб<т) < 0, то в уравнение хорд
найденное значение температуры Т и соответствующее ей значе-
ние /раз6 подставляют вместо Тк и 1К разб. В противном случае
значение Т и 7разб подставляют вместо значений Тр и /р. разб.
Расчет продолжается, начиная с п. 5.
Зачастую в расчете процесса ОК—ОИ представляет интерес
только степень извлечения целевого компонента. Если таковым
является пропан, то определить степень его извлечения при извест-
ных составе сырого газа и параметрах процесса можно графи-
ческим методом. Для разработки данного метода были построены
графические зависимости содержания компонентов С2, С3, изо-С4,
н-С4, £С6 и Св+высшие от суммарной концентрации метана —
азота—кислорода в нефтяных газах наиболее перспективных
нефтедобывающих районов страны [191. При этом предполага-
лось, что газ полностью очищен от СО2'и H2S.
Если определенная закономерность между содержанием в смеси
метана и более тяжелых углеводородов представлялась вполне
вероятной, то выбор в качестве аргумента суммарной концентра-
ции метана—азота—кислорода обусловлен объективной необ-
ходимостью как-то учесть влияние содержания N2 + О2 в смесях
углеводородных газов на их состав, хотя статистической обработке
такая зависимость не поддается (рис. IV.26). Некоторый разброс
точек на рис. IV.26 вполне естественен, если учесть, что обраба-
тывали газы различных месторождений-, выделившиеся из раз-
личных нефтей, при разных параметрах сепарации и т. д.
На основании построенных зависимостей были выбраны три
состава модельных газов, для которых затем проводили расчет-
302
Таблица 1V.1. Составы модельных газов
Компоненты I состав II состав III состав
% масс. % мол. % масс. % мол. % масс. % мол.
сх 70,00 86,85 44,78 66,80 25,00 46,00
С2 5,80 3,84 22,82 18,16 27,00 26,50
С3 12,20 5,49 16,52 8,94 25,38 16,95
изо-Сц 3,10 1,05 3,87 1,59 4,70 2,38
н-С4 5,45 1,86 7,35 3,02 9,40 4,76
С5 2,45 0,67 3,66 1,21 7,52 3,07
^6+высшие 1,00 0,24 1,00 0,28 1,00 0,34
Жирность газа, г/м3 (содержа- ние С3+ВЫСШИе) 213 342 627
ный анализ. Составы модельных газов были получены при суммар-
ном содержании метана, азота и кислорода 25, 45 и 70% масс,
(табл. IV. 1).
Для данных модельных газов на ЭВМ был рассчитан процесс
низкотемпературной конденсации при —8-=—70 °C и давлениях
1,96—7,6 МПа.
При расчете сделано допущение, что суммарный компонент
Сх + N2 + О2 обладает свойствами метана, в том числе константы
фазового равновесия равны константам метана. Константы рав-
новесия определяли по методике NGPA. По результатам расчета
были построены зависимости коэффициентов извлечения всех ком-
понентов от температуры конденсации и давлений.
Анализ показал, что для каждого конкретного компонента
вид построенных кривых имеет один и тот же характер для всех
давлений и составов модельной смеси. Путем перемещения ука-
занных кривых параллельно самим себе вдоль оси температур
удалось совместить все эти кривые в одну, т. е. подобие названных
зависимостей позволяет при соответствующем выборе начала от-
счета температур для каждого значения давления и каждого
состава исходной смеси представить их в виде одной обобщающей
зависимости. На рис. IV.27 представлена такая обобщенная за-
висимость коэффициента извлечения пропана от температуры.
При этом смещение началаЪтсчета температур является'функцией
давления и суммарного содержания в исходном газе метана—
азота—кислорода. Эта функция может быть аппроксимирована
выражением
М = ( — 0,0135 Р2 + 0,07 Р - 103) г + 1,35 Р + 45 (I V.79)
где А/ — температурный интервал в °C, на который надо сместить начало отсчета
на оси температур при данном содержании г (в моль/моль) метана—азота—кис-
лорода и данном давлении процесса.
Аппроксимация дала довольно высокую точность.
зоз
Обобщенная зависимость коэффициента извлечения С3 от температуры в процессе низко*
температурной конденсации:
/, 4, 7 — I модельный состав, Ра^с = 2.0; 4,0; 6.0 МПа соответственно; 2, 5, 8 — II мо-
дельный состав, Рабс = 2,0; 4,0; 6,0 МПа соответственно; 3, 6 — III модельный состав,
Рабс = 2.0; 4,0 МПа соответственно.
Для модельных газов существует однозначная зависимость
между содержанием метана—азота—кислорода z2 и жирностью
газа, выраженной в г/м3 (рис. IV.28). Значение z2 находят по гра-
фику (см. рис. IV.28). Реальному газу с содержанием Cr + N2 +
+ О2, равному z1( соответствует модельный газ такой же жирности
с содержанием Сх + N2 + О2, равным z2. Как показал анализ,
для расчета коэффициента извлечения пропана из реального газа
по предлагаемому методу следует брать среднеарифметическое от
этих значений.
Сравнение результатов расчета процесса низкотемпературной
конденсации по точному и графическому экспресс-методу нефтя-
ных газов трех месторождений, содержание С3+высшие в которых
колебалось от 200 до 650 г/м3, показало высокую точность экспресс-
метода. Расхождения находятся в пределах точности определе-
ния. Строго говоря, экспресс-метод справедлив для газов с содер-
жанием С3+ьысшие от 200 до 650 г/м3. Однако расчеты показали,
что его можно успешно применять и для более сухих газов (в част-
ности, для газов с содержанием С3+высшпе 140 г/м3). Правда,
при жирности газов менее 200 г/м3 из рис. IV.28 получается, что
z2 > 1,0. Но так как величина z2 носит чисто формальный харак-
тер и необходима только для дальнейших расчетов, то на этот
факт можно не обращать внимание.
Из анализа зависимости, представленной на рис. IV.27, можно
сделать интересный вывод. Тот факт, что она является обобща-
ющей, позволяет заключить, что для всех составов исходного газа
и для каждого значения давле-
ния имеется диапазон изменения
температур, в котором наблюда-
ется наиболее резкое увеличение
Рис. IV.28.
Зависимость содержания Ci+N2H-O2 от
жирности для модельного газа.
304
коэффициента извлечения целевых компонентов. Именно в пре-
делах участка резкого роста коэффициента извлечения данного
целевого компонента (который для каждого состава газа и каждого
давления будет свой, но длина участка для всех составов газа и
всех давлений практически одинакова) следует искать оптималь-
ный режим процесса НТК-
Порядок расчета коэффициента извлечения пропана (<рС3) в про-
цессе НТК по экспресс-методу следующий.
1. Находят жирность газа
2. По рис. (IV.28) определяют z2.
3. Определяют z = --1 Za-.
4. По соотношению (IV.74) определяют А/.
5. При t' = t — \t по графику (рис. IV.27) находят значение
Фс3 для пропана.
Здесь t — действительная температура процесса НТК, °C.
РАСШИРЕНИЕ ГАЗА В ДЕТАНДЕРЕ
Исходными данными для расчета являются: G — состав исходной смеси,
моль/моль; Т — температура смеси на входе в детандер, К; Р — давление смеси
на входе в детандер, МПа; АР — перепад давлений в детандере; г] — к. п. д.
детандера. Параметры смеси после детандирования обозначены звездочкой.
В результате расчета определяется действительная темпера-
тура Граб на выходе из детандера с учетом к. п. д. машины.
Порядок расчета следу-
ющий.
1. Конкретизируют исход-
ные данные (рис. IV.29).
2. При заданных на входе
в турбодетандер давлении Р
и температуре Т определяют
для газа данного состава эн-
тальпию 7СМ и энтропию SCM
по уравнениям (II. 173) и
(II. 198) (см. с. 93, 103).
3. Определяют давление
Р* на выходе из детандера
Р*=Р —АР (IV.80)
4. Определяют темпера-
туру потока после детанди-
рования Т* при условии, что
к. п. д. машины т] = 1.
Рис. IV.29.
Блок-схема расчета процесса расшире-
ния в детандере.
305
Для этого при давлении Р* для смеси состава G методом се-
кущих и хорд ведут поиск температуры Т*, при которой соблю-
даются условия изоэнтропийности процесса (так как процесс
детандирования является изоэнтропийным)
$:„(/< n=sCM(p, т)
5. При температуре Т* рассчитывают материальный баланс
по алгоритму расчета ОИ—ОК (см. рис. IV.24), из которого опре-
деляют значения L, G, х\, у\.
6. По полученным значениям L, G, x't, у\ определяют значения
энтальпий It и и энтальпию смеси /*м-
7. Определяют разность энтальпий до и после детандирования
при к. п. д. процесса, равном единице
А/=/см-/см (IV.81)
8. Определяют разность энтальпий до и после детандирования
при заданном к. п. д. процесса г]
Л/раб=Л/т| (IV.82)
9. Определяют энтальпию потока после детандирования при
заданном к. п. д.
/;аб = /см-Д/раб (IV.83)
10. По алгоритму расчета процесса ОК—ОИ с привлечением
уравнения теплового баланса (см. рис. IV.25) определяют темпе-
ратуру потока после детандирования Граб при заданном к. п. д.
машины.
Исходной информацией для расчета процесса ОК—ОИ являются: действи-
тельная (рабочая) энтальпия потока на выходе из детандера 7*аб, состав смеси
G'., давление Р*.
МЕТОДЫ РАСЧЕТОВ ПРОЦЕССОВ АБСОРБЦИИ
И РЕКТИФИКАЦИИ
Существует довольно много методов расчета процесса абсорбции
углеводородных газов. Все их можно разделить на приближенные
и более точные. Приближенные методы обычно не учитывают изме-
нения массовых потоков газа и абсорбента по высоте колонны
и дают возможность с той или иной точностью при заданных пара-
метрах определить составы и количества конечных продуктов
процесса. Точные методы, внедрение которых стало возможно
в результате широкого применения ЭВМ, основаны на потарелоч-
ных расчетах с применением уравнений материального и теплового
балансов, т. е. практически на расчетах процесса однократного
испарения — конденсации на каждой тарелке.
Точные методы [14, 15] можно разделить в основном на ста-
тические и кинетические. В статических методах принято, что
в результате массообмена на тарелках абсорбера между уходящим
306
вверх газом и стекающей вниз жидкостью наступает равновесие.
Это позволяет исключить влияние всех кинетических параметров
процесса (скорости газа, расхода жидкости), а также физических
свойств взаимодействующих фаз. Конструкция тарелки учиты-
вается при определении реального числа тарелок по их к. п. д.
Дополнительная сложность расчета процессов абсорбции по
кинетическому методу — необходимость определения коэффициен-
тов массопередачи. Именно поэтому они не получили пока распро-
странения в расчетной практике. Только в послёдние годы с вне-
дрением быстродействующих ЭВМ работы в этом направлении рас-
ширились с тем, чтобы исключить необходимость перехода от
теоретических тарелок к реальным и сразу получать число необ-
ходимых реальных тарелок. Цель расчета процесса абсорбции —
определение удельного расхода абсорбента, степени извлечения
компонентов и числа действительных тарелок. Для более точного
расчета размеров аппарата желательно знать величину жидкост-
ных и паровых потоков по высоте абсорбера.
Все приближенные методы основаны на допущении, что между
уходящим с тарелки газом и стекающей жидкостью существует
равновесие, т. е. все они относятся к статическим методам.
Несмотря на определенные недостатки, существующие статиче-
ские методы расчета процесса абсорбции обеспечивают точность,
необходимую для проектирования промышленных аппаратов.
Приближенные методы расчета процесса абсорбции
по методу Кремсера — Брауна
Основное расчетное уравнение по этому методу — уравнение
Кремсера—Брауна. Кроме того, для расчета используют график
Кремсера [81. В связи с ограничениями, принятыми при выводе
уравнений, метод Кремсера—Брауна, строго говоря, применим
для расчета процесса абсорбции так называемых тощих газов,
когда потоки по высоте колонны действительно меняются мало,
так как из газа в жидкость переходит не большое количество
компонентов и выделяется незначительное количество теплоты
абсорбции, т. е. температура процесса также меняется незначи-
тельно. Поэтому ряд работ был направлен на устранение указан-
ного недостатка метода Кремсера—Брауна [16, 17]. Однако для
предварительной технико-экономической оценки процесса абсорб-
ции газа любого состава, особенно при ручном счете, метод Крем-
сера — Брауна наиболее удачен. Кроме того, при переработке
газа по схеме НТА в абсорбер поступает всегда достаточно сухой,
отбензиненный газ, что позволяет применять метод Кремсера—
Брауна для предварительного расчета процесса абсорбции. По-
этому, учитывая, что в настоящее время расчетные исследования-
процесса абсорбции и проектные расчеты, как правило, ведут
с помощью точных методов на ЭВМ, в настоящей работе из всех
приближенных методов расчета процесса абсорбции рассматри-
307
вается только метод Кремсера—Брауна как наиболее простой и
достаточно точный для предварительных расчетов.
Рассмотрим алгоритм расчета процесса абсорбции по методу
Кремсера—Брауна. Обычно для удобства расчет ведут на 100 моль
исходного газа.
Исходной информацией для расчета является:
состав и количество исходного газа у'р , Vn+1 % моль
состав тощего абсорбента, x’Q , % моль
температура сырого газа и тощего абсорбента, °C
давление процесса Р, МПа;
число теоретических тарелок, п;
коэффициент извлечения ключевого компонента <pCj (например, пропана).
Необходимо определить:
состав и количество уходящего сухого газа у[ , Vj
состав и количество насыщенного абсорбента х' , Ln
t
количество тощего абсорбента, Lo
Последовательность расчета (рис. IV.30)
1. Конкретизируют исходные данные.
2. Предварительно определяют среднюю температуру абсорб-
ции
, tv +tF -
ZeP=^2^ (IV'84)
В первом приближении можно принять, что температура су-
хого газа на 2—3°С (при абсорбции газов средней жирности)
или на 4—8 °C (при абсорб-
ции жирных газов) выше тем-
пературы тощего абсорбента
[18].
3. Определяют константы
фазового равновесия К) для
всех компонентов при средней
температуре абсорбции и дав-
лении процесса описанными
выше методами.
4. По диаграмме Кремсера
(см. рис. III.47) при заданном
коэффициенте извлечения
пропана <р3 и заданном числе
теоретических тарелок п оп-
ределяют фактор абсорбции
пропана А3.
Рис. IV.30.
Блок-схема расчета процесса абсорбции
по методу Кремсера—Брауна.
308
5. Определяют факторы абсорбции для всех компонентов
л (1V85)
Л/
6. Определяют коэффициенты извлечения для всех компонен-
тов <р1 (по диаграмме Кремсера).
7. Определяют количество каждого поглощенного углево-
дорода
Vn^y'F^i = Lni (IV.86)
8. Определяют количество сухого газа VL
S Vn+ly'Fi - S \ (IV.87)
9. Определяют количество каждого компонента в сухом газе
Уп+1^-^ = ^ (1V-88)
10. Определяют состав сухого газа у{. из уравнения
(,V891
11. Определяют количество тощего абсорбента Lo
^д = А3КзУп+1 (IV.90)
12. Определяют количество насыщенного абсорбента
Ln = L0+^Lni (IV.91)
13. Определяют концентрацию поглощенных компонентов в на-
сыщенном абсорбенте
/ (lv-92)
ni Ln.
14. С помощью графических или аналитических методов опре-
деляют энтальпию сырого и сухого газа и тощего абсорбента.
Энтальпию насыщенного абсорбента рассчитывают из теплового
баланса абсорбера
^Ln сыр. г. "Ь ('та сух. г.
где iL — энтальпия насыщенного абсорбента; /сыр г — энтальпия сырого газа;
*т а — энтальпия тощего абсорбента; /сух г — энтальпия сухого газа.
15. По найденной энтальпии насыщенного абсорбента, его
количеству и составу по алгоритму (см. рис.IV.25) определяется
температура насыщенного абсорбента Il .
16. Рассчитывают среднюю температуру абсорбции по выра-
жению
ty 4*
*ср = 1 2 я (IV.93)
309
17. Если значения средних температур абсорбции, найденные
в пп. 2 и 16, различаются между собой не более чем на 5%, то
расчет считается законченным. В противном случае принимают
значение температуры /ср, полученное в п. 16 и расчет, повторяют
сп. 3 до получения нужной сходимости.
Выше рассмотрен вариант проектного расчета процесса абсорб-
ции, когда по заданному коэффициенту извлечения <р определяют
расход абсорбента. В поверочных расчетах, наоборот, задан
расход тощего абсорбента, а определяют коэффициенты извлече-
ний всех компонентов. При этом порядок расчета несколько дру-
гой, но используют те же уравнения, что и в проектном расчете.
В рассмотренной методике предполагалось, что в тощем абсор-
бенте отсутствуют компоненты, содержащиеся в газе. В этом слу-
чае при пользовании графиком Крейсера по оси ординат откла-
дывают значение величины извлечения. В общем случае на орди-
нате графика Крейсера откладывают значение левой части урав-
нения (III. 17). Поэтому, если в тощем абсорбенте присутствуют
компоненты, содержащиеся в газе, то по <р целевого компонента
определяют его содержание в тощем газе Vi . Затем определяют
значение левой части уравнения (III. 17) для целевого компонента.
Зная значение левой части уравнения (III. 17), по заданному
количеству теоретических тарелок по графику Крейсера находят
значение фактора абсорбции для целевого компонента. По пункту
5 определяют факторы абсорбции всех компонентов, а по ним —
значения правой части уравнения (III. 17), а затем величину V]
для каждого компонента и <р(-. Далее расчет ничем не отличается
от изложенного.
Наконец, может быть вариант, когда задан состав и расход
тощего абсорбента, а степень извлечения целевого компонента не
задана. Тогда можно рассчитать факторы абсорбции любого
компонента (п. 5). Далее расчет ведут аналогично приведенному
выше.
Точные расчеты процесса абсорбции предлагается вести по
рассмотренному ниже алгоритму расчета обобщенной колонны,
или обобщенного массообменного тарельчатого аппарата.
РАСЧЕТ ПРОЦЕССА АБСОРБЦИИ — РЕКТИФИКАЦИИ
В ОБОБЩЕННОМ МАССООБМЕННОМ
ТАРЕЛЬЧАТОМ АППАРАТЕ
В основу расчета положена математическая модель колонны,
разделяющей многокомпонентную смесь, с вводом питания на
любую или на несколько тарелок одновременно, выводом боковых
погонов с любой или с нескольких тарелок одновременно, с под-
водом (съемом) тепла и фиксацией температур на любой или на
нескольких ступенях разделения. По этой модели можно рассчи-
тывать любой абсорбционный и ректификационный аппарат точ-
ным потарелочным методом [15]. Методика расчета основана на
310
гипотетическом способе вывода процесса на установившийся ре-
жим. Для расчета применяют метод встречной релаксации, основа
которого — расчет однократного равновесного испарения (кон-
денсации) на каждой ступени разделения.
Для /-й тарелки (рис. IV.31) система уравнений материального
и теплового балансов, а также парожидкостного равновесия
имеет вид
? icij j-Л.Уij-l + ^/+ixi/+i “Ь ?jcij ~ GjUij + ^ixii + Ljxij (IV.94)
У If — Ki ixij
+ Lj+1ij+l + F'i'j + = G^ + Liii + (IV.95)
где F* — суммарное питание на /-й тарелке.
В качестве исходных данных задают полную информацию по
питающим потокам, давление в колонне, число теоретических
тарелок, номера тарелок питания, значения фиксированных
температур и номера тарелок, на которых закрепляется темпе-
ратура, номера тарелок, с которых отводится боковой поток,
значение подаваемого (снимаемого) извне тепла ща тарелку и
номера тарелок подачи (съема) тепла.
Колонну рассчитывают от тарелки к тарелке снизу вверх
и сверху вниз. Вначале необходимо задать профиль жидких по-
токов составов х;; и температур Т j по
высоте.
Начальное приближение значений пара-
метров жидкостных потоков по высоте ко-
лонны можно установить следующим путем.
Начальный профиль жидких потоков строят
с самой верхней тарелки, на которую подают
жидкое или двухфазное питание. Если в ко-
лонну подают питание в паровой фазе, то жид-
костные потоки на всех тарелках в первом
приближении принимают равными нулю.
При жидком или двухфазном питании ко-
лонны жидкий поток по количеству и составу
для всех нижележащих тарелок до следующей
тарелки ввода питания принимают равным по
количеству и составу жидкому питанию ко-
лонны или жидкой части двухфазного пита-
ния колонны. Жидкость на второй тарелке
ввода питания, если в колонне два ввода пи-
тания, по составу и количеству определяют
Рис. IV.31.
Расчетная схема тарельчатого аппарата.
311
по правилу смешения жидкости с вышележащей тарелки
и жидкости второго питания колонны. Аналогично рассчи-
тывают состав и количество жидкости на всех тарелках ко-
лонны. Таким образом, как бы имитируется начальный момент
пуска колонны, когда пары в колонне практически еще отсут-
ствуют, т. е. принято заполнение колонны жидкой частью пита-
ющих потоков. Аналогично, но с учетом теплового балан-
са смешения, определяют профиль температур по высоте
колонны.
При заполнении колонны жидкостью расчет ведут снизу вверх
следующим образом. По известному количеству Ё2, составу х,,
и температуре жидкости Т2, приходящей со второй тарелки,
а также по составу cf\., количеству Ft, температуре питания TFi
на первую тарелку и количеству подводимого тепла из расчета
однократного испарения с тепловым балансом определяют коли-
чество, состав и температуру потоков, покидающих тарелку Glt
yilt Llt ха, Поток газа с первой тарелки Glt взаимодействуя
с жидкостью, приходящей на вторую тарелку L3, дает поток
жидкости с этой тарелки L2 и поток газа G2, входящий в состав
питания третьей тарелки, и т. д. Если с тарелки отбирают жидкий
поток, то количество жидкости, поступающее на нижележащую
тарелку, корректируют с учетом доли бокового отбора ДБО;-
£. = Ь‘(1-ДБОу) (IV.96)
где L* — поток жидкости, уходящий с /-Й тарелки.
В результате расчета получают профиль паровых потоков
и их составов уц по высоте колонны, необходимый для расчета
колонны сверху вниз.
Расчет сверху вниз ведут аналогично. Из всех приходящих
на каждую тарелку потоков определяют количество и состав
питания F* и и рассчитывают процесс его однократного испа-
рения (конденсации). Из расчета ОК—ОИ с применением тепло-
вого баланса находят покидающие тарелку потоки и их темпе-
ратуру. Жидкость с вышележащей тарелки входит в состав пи-
тания нижележащей.
От итерации к итерации постепенно уточняют количество, тем-
пературу и состав каждого потока в колонне, приближенно
заданные вначале. Критерием окончания расчета является вы-
полнение покомпонентного материального баланса по колонне
с заданной степенью точности (обычно она равна 5%)
j=Nn k=NB
S = GnVin + + S L>ik (IV.97)
/=1 *=1
312
При этом соблюдается общий материальный и тепловой баланс
по колонне
/=ЛШ k=NE
S 6=G« + Li + S
j=l *=1
j=Nn h=^Q i—NE
L Fjli + S '?/, = Gn7n + Д?1 + S
/=1 /=1 »=1
(IV. 98)
(IV.99)
Л/П — число питающих потоков; Л'Б — число боковых отборов; NQ — число
тарелок подачи (съема) тепла.
Глава 2
МАТЕМАТИЧЕСКОЕ МОДЕЛИРОВАНИЕ
И РАСЧЕТ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ
ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА
Химико-технологическая система (ХТС) — это совокупность взаи-
мосвязанных технологическими потоками и действующих как
одно целое аппаратов, в которых осуществляется определенная
последовательность технологических операций. Газоперераба-
тывающее производство является разновидностью такой системы.
Под моделированием ХТС подразумевается ее представление в виде
системы уравнений математической модели, которые используют
для получения информации о характеристиках изучаемого объекта.
Математическая модель ХТС, как правило, представляется
в виде комплекса вычислительных программ, включающего ма-
тематическое описание процессов, аппаратов и оборудования,
количественное представление потоков и описание способа связи
между совокупностью аппаратов и агрегатов схемы. Необходи-
мые для этой цели алгоритмы материальных и тепловых балансов
практически всех видов оборудования, а также алгоритмы рас-
чета процессов в массообменных аппаратах применительно к газо-
переработке были рассмотрены выше. Кроме того, математическая
модель ХТС должна быть обеспечена банком данных и оператив-
ной информационной системой физико-химических и термодина-
мических свойств чистых компонентов и их смесей, представля-
ющих собой обрабатываемые потоки в аппаратуре и оборудова-
нии схемы.
При математическом моделировании ХТС возникает ряд прин-
ципиальных методологических и вычислительных трудностей,
обусловленных большой сложностью технологии ХТС, много-
мерностью системы по элементам и по числу параметров функцио-
нирования, высокой степенью взаимовлияния параметров элемен-
тов и технологических режимов.
Наиболее широко распространены комплексы вычислительных
программ, основанных на модульном принципе. Модульный прин-
313
цип построения математического обеспечения заключается в рас-
членении последнего на отдельные элементы с созданием средств,
обеспечивающих их совместную работу при моделировании. В со-
ответствии с этим подходом каждый аппарат или узел ХТС пред-
ставляется в виде отдельных самостоятельных математических
моделей, называемых в дальнейшем технологическими модулями.
Модули связаны между собой посредством наборов данных, со-
стоящих из параметров потоков вещества и энергии. Управляет
модульной системой центральная исполнительная программа,
осуществляющая управление функционированием модульной си-
стемы, контроль передвижения информационных потоков между
модулями и координацию работы всего комплекса вычислитель-
ных программ.
Модульный принцип позволяет получить значительную эко-
номию при разработке программного обеспечения всей системы,
обеспечивает возможность обновления и расширения системы,
преемственность и поэтапность разработок.
Большинство затруднений при моделировании ХТС возникает
из-за наличия на установках комплексных взаимосвязанных схем,
в которых кроме последовательного или разветвленного располо-
жения оборудования имеются еще рециркулирующие материаль-
ные и энергетические потоки для повышения эффективности тех-
нологического процесса.
Рециркуляция означает, что поток, выходящий из данного
технологического блока, влияет на входящий в него поток, по-
этому выходные потоки блока можно рассчитать только в том слу-
чае, если известны входные, но для процесса с рециклом входные
потоки определяют только после расчета выходных. Обычным раз-
решением этой задачи является проведение вычислений с помощью
итераций.
В настоящей главе даются алгоритмы расчета основных техно-
логических схем переработки газа, показаны общие принципы и
особенности их расчета; на основе приведенных алгоритмов можно
составить алгоритм расчета любой схемы переработки газа мето-
дом НТК, НТА, НТР. В качестве примера даны алгоритмы рас-
чета схем: одноступенчатой НТК; одноступенчатой НТК с предва-
рительной деэтанизацией; НТР с двумя вводами сырья в колонну.
При расчете схем используют рассмотренные выше математические
модули элементарных процессов, аппаратов и узлов, комбинацией
которых можно получить практически любую схему переработки
газа.
РАСЧЕТ ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ НТК
Схема НТК характеризуется развитой системой рекуперации
холода и взаимосвязанностью процессов, а в случае схемы с пред-
варительной деэтанизацией конденсата имеется также материаль-
ный рецикл.
314
Рис. IV.32.
Схема НТК с предварительной деэтаниза-
цией конденсата:
/ — сырьевой компрессор; 2, 5 — дожим-
ные компрессоры; 4, 5, 6 — рекуператив-
ные теплообменники; 7, 12 — пропановые
испарители; 8,9 — сепараторы; 10 — деэта-
низатор; // — рибойлер; 13 — рефлюксная
емкость.
/ — сырой газ; 11 — сухой газ в магист-
ральный газопровод; III — широкая фрак-
ция углеводородов (ШФУ).
Как правило, при расчете подобных схем необходимо обеспе-
чить заданную степень извлечения целевого компонента. При этом
минимальная степень его извлечения должна обеспечивать темпе-
ратуру точки росы сухого газа по углеводородам не выше заданной.
Все эти особенности не позволяют организовать безитерационный
расчет технологического режима схемы.
Материальный рецикл в узле конденсации схемы НТК с пред-
варительной деэтанизацией целесообразно разорвать по потоку,
представляющему собой газы отпарки из сепаратора 9 (рис. IV.32).
Заданную степень извлечения целевого компонента будем обеспе-
чивать температурой в сепараторе 8 как наиболее сильно влияю-
щим параметром. Тепловые связи между аппаратами не представ-
ляют трудностей при расчете схемы, так как после узла рекупера-
ции холода в схеме имеется пропановый испаритель 7, способный
поддерживать любую (в пределах изотерм испарения пропана) за-
данную температуру в сепараторе 8, а заданную температуру
в сепараторе 9 (в пределах /Сеп. в < /Сеп. 9 < 4х — ДЛ где /вх —
температура сырого газа; А/— перепад температур на горячем
конце теплообменника) всегда можно обеспечить теплообменом
в теплообменнике 6.
С учетом сказанного выше алгоритм расчета технологического
режима НТК с предварительной деэтанизацией конденсата может
быть представлен в следующем виде. Исходной информацией для
расчета являются: параметры входного потока G, yit t, Р\ давле-
ние процесса в сепараторе 8—Р^, давление процесса в сепараторе
9 — Р2; степень извлечения целевого компонента <рСц в целом по
схеме.
В результате расчета определяется значение температур в се-
параторе 8 — и в сепараторе 9 — t2, которые обеспечивают
получение заданной степени извлечения целевого компонента,
а также величины энергетических и материальных потоков.
Для начала расчета необходимо задаться значениями темпера-
тур в сепараторах 8 и 9 и 12). Чтобы предварительно задать тем-
пературу необходимо просчитать процесс однократной конден-
сации для газа данного состава при заданных давлении и не-
скольких температурах в интервале от точки кипения до точки
росы и построить график зависимости степени извлечения целе-
вого компонента от температуры. На этом графике по заданной
степени извлечения определяют предварительное значение темпе-
313
ратуры tr. Температура /2 задается, исходя из приведенного выше
условия.
Значения извлечения <Рсц при определении предварительного
значения температуры принимают на 3—5% выше, чем заданное
в целом по схеме, с учетом возможных потерь целевого компонента
с газом из рефлюксной емкости деэтанизатора.
Последовательность расчета
1. Рассчитывают материальный баланс процесса смешения исход-
ного газа (Gz, у,) и газа предварительной деэтанизации из сепара-
тора 9 (G2, yi2)
G0 = G + <pG2 (IV. 100)
На первой итерации полагается G2 = 0, ytt = 0.
2. При заданном давлении Р1г принятой температуре tr и най-
денных Go и у1о рассчитывают процесс однократной конденсации
в сепараторе 8. В результате расчета получают количества (Gr,
и составы (уп, xzl) газовой и жидкой фаз, покидающих сепара-
тор 8.
3. При заданном давлении Р2, принятой температуре t2 и най-
денных и х(1 рассчитывают процесс однократной конденсации
в сепараторе 9. В результате расчета получают количества (G2, L2)
и составы (yz2, х[2) газовой и жидкой фаз, покидающих сепара-
тор 9.
4. Проверяют условие равенства количества G2 и состава (yz2),
полученных в п. 3, и количества G2 и состава у,-2, участвовавших
в расчете в п. 2. Если равенство не соблюдается с заданной точ-
ностью (обычно 0,5—1,0%), то с новыми значениями Ga, yi2 расчет
повторяют сп. 1. Если равенство соблюдается, то определяют
коэффициент извлечения целевого компонента в системе сепара-
торов 8 и 9. Если он на 3—5% больше заданного, то расчет про-
должают с п. 5. При меньшем значении коэффициента извлечения
корректируют температуру в сепараторе 8 (обычно температуру
понижают на 1—3 °C). Если коэффициент извлечения целевого
компонента более чем на 5% превышает заданное значение, то на
1—3 °C повышают температуру в сепараторе 8.
Расчет узла сепараторов 8, 9 позволил определить практически
все материальные потоки, и можно найти все тепловые потоки
(так как известны их составы и параметры), необходимые для рас-
чета рекуперативного теплообмена, за исключением газового
потока из деэтанизатора.
Параметры сырьевого потока деэтанизатора получены в п. 4.
Поэтому следующим узлом для расчета является узел деэтаниза-
тора.
316
5. При заданных параметрах колонны рассчитывают процесс
деэтанизации конденсата (+ часть газового потока) из сепаратора
9. Обычно при расчете деэтанизатора задаются содержанием
этана- в нижнем продукте, содержанием пропана в верхнем про-
дукте и давлением процесса.
В результате расчета получают количество G3 и состав у13
газов деэтанизации, количество L3 и состав х13 ШФУ, нагрузку на
пропановый холодильник 12 и нагрузку на подогреватель 11,
температуры верха и низа колонны.
6. Рассчитывают коэффициент извлечения целевого компонента
в целом по схеме. Если он равен или несколько больше заданного,
то расчет продолжается с п. 7. Если же он меньше, то необходимо
уменьшить задаваемое количество пропана в верхнем продукте
и провести повторный расчет по п. б.
7. Рассчитывают материальный баланс процесса смешения
сухого газа из сепаратора 8 и газов из деэтанизатора 10
GfiblX — Gj -|- G3
(IV. 102)
(IV.103)
Оу а + бзУгз
Hi БЫХ —
бвых
8. Рассчитывают точку росы /р газа, покидающего схему.
9. Проверяют условие /р с /р. Если условие выполняется,
расчет продолжают с п. 10. Если условие не выполняется, то это
означает, что коэффициент извлечения целевого компонента сле-
дует принять таким, какой обеспечивает получение транспорта-
бельного газа.
В современных схемах НТК обычно достигаются такие коэф-
фициенты извлечения целевого компонента, которые полностью
обеспечивают получение необходимой точки росы перерабатывае-
мого газа по углеводородам.
10. По тепловому балансу узла рекуперации определяют тем-
пературу газа t3 на входе в пропановый испаритель 7.
Gbx^bx (при /вх) + (при /,,) ~~ O0IQ (при /0) = —(при +
+ (при /вх-Дt) 031 з (при + G3/3 (при
— ^г'цпри/,) + 4*2 (при /2) + 472 (при /,) (IV. 104)
или в преобразованном виде
ObxJbx +G/1 + G3^ + 4Л = Go4) +G3Z3+ 4*2 (IV. 105)
11. Вычисляют нагрузку на пропановый испаритель 7.
<7 = G0/0—G1/1— (IV. 106)
12. По известным алгоритмам рассчитывают теплообменники
4, 5 и 6. Число потоков, направляемых в каждый из них, опреде-
ляют пропорционально энтальпиям обратных, охлаждающих
потоков.
317
На этом технологический расчет схемы одноступенчатой НТК
с предварительной деэтанизацией заканчивается.
Нетрудно заметить, что если ср = 0, т. е. газы отпарки из сепа-
ратора 9 полностью идут в деэтанизатор, то схема превращается
в обычную схему одноступенчатой НТК- Тогда, как видно из
алгоритма, для расчета схемы одноступенчатой НТК отпадает не-
обходимость в п. 1, 3 и упрощается расчет по п. 10.
Таким образом получают алгоритм расчета схемы одноступен-
чатой НТК-
расчет ТЕХНОЛОГИЧЕСКОЙ СХЕМЫ НТА
Алгоритм расчета схемы НТА основан на последовательном рас-
чете отдельных аппаратов по специальным программным модулям
[21 ]. Несмотря на сложность рекуперативного теплообмена и
большое число рециркуляционных материальных потоков, расчет
схемы (рис. IV.33) осуществлен без итераций. Это стало возмож-
ным в результате задания температуры однократной конденсации
сырого газа и питания в абсорбционно-отпарной колонне (АОК).
Для схем НТА возможно задание температуры ОК, так как более
полно целевые компоненты извлекаются в основном в узле абсорб-
ции.
Обычно потоки в процессе НТА охлаждаются до —25^ 35 °C
(как отмечалось ранее). Кроме того, принято допущение о четком
разделении в десорбере, т. е. считается, что с низа десорбера ухо-
дит полностью регенерированный абсорбент.
Рис. IV.33.
Принципиальная схема НТА:
Т-1, Т-2, Т-3, Т-4, Т-5, Т-6, Т-7, Т-8, Т-9 — регенеративные теплообменники; Х-1, Х-2,
Х-3 — пропановые испарители; С-1 — низкотемпературный сепаратор; К-/ — абсорбер;
К-2 — АОК; К-3. — десорбер; Д-1, Д-2, Д-З — дроссели; Е-1, Е-2, Е-3, Е-4 — емкости;
АВО-1, АВО-2 — аппараты воздушного охлаждения. Обозначения потоков см. в тексте.
318
Исходные данные, необходимые для
расчета схемы
Расход, состав и температура сырого газа на установку GBX, yi вх, /вх
Число теоретических тарелок в абсорбере и АОК.
Температура сепарации сырого газа t4.
Температура предварительного насыщения в абсорбере и АОК соответственно
tg и t17.
Температура питания в АОК tl4.
Температура в рефлюксной емкости десорбера t27.
Температура сухого и остаточного газа (газа, уходящего с верха АОК) на
выходе с установки /вых.
Давление в абсорбере и АОК-
Начальное значение количества тепла, подаваемого вниз АОК, которое за-
тем в процессе расчета уточняется.
Соотношение тепловой нагрузки на промежуточный рибойлер—теплообмен-
ник Т-6 и рибойлер низа АОК — теплообменник Т-7 (из практики расчетов это
соотношение принимается обычно равным 1 : 3).
Количество абсорбента, подаваемого в абсорбер, L3e
Количество абсорбента, подаваемого в АОК, Ь37
Флегмовое число в десорбере R.
Номер тарелки подачи питания в АОК- Обычно питание при одном вводе
подводят между абсорбционной и отпарной частью колонны.
Номер тарелки промежуточного подвода тепла в АОК- Обычно промежуточ-
ный подвод тепла в АОК осуществляют в отпарной части вблизи тарелки питания.
Точность сведения покомпонентного баланса в абсорбере и АОК- Обычно
точность составляет 0,5%.
Качество деэтанизированного абсорбента, определяемое соотношением этана
и пропана (в %).
Коэффициенты теплопередачи во всех теплообменниках и пропановых испа-
рителях.
Минимально допустимые или заданные перепады температур в теплообмен-
никах и холодильниках:
DT (/) — средний
DT (2) — на холодном конце в Т-4
DT (3) — на горячем конце в Т-3
DT (4) — То же в Т-4
DT (5) — » . в Т-5
DT (6) — на холодном конце Т-6
ОТ (7) —Тоже Т-7
DT (8) » Т-8
DT (9)—(11)— перепады температур в пропановых испарителях соответ-
ственно Х-1, Х-2, Х-3.
Последовательность расчета
Расчет материального баланса
схемы
1. Рассчитывают однократную конденсацию сырого газа при
температуре сепарации /н. В результате расчета определяют рас-
ход и состав частично отбензиненного газа GH, у1п и конденсата
Так как состав абсорбента известен из исходной информации,
а состав частично отбензиненного газа, подаваемого в абсорбер,
319
определен в п. 1.1, то можно рассчитать процесс абсорбции в ко-
лонне-абсорбере К-1.
2. Рассчитывают абсорбер. Поскольку температура абсорбента,
поступающего в узел предварительного насыщения, будет известна
только после расчета десорбера и системы рекуперативных тепло-
обменников, она предварительно полагается равной нулю, а после
уточнения корректируют тепловую нагрузку на пропановый испа-
ритель абсорбера Х-2 и пропановый испаритель АОК Х-3. В ре-
зультате расчета абсорбера определяется тепловая нагрузка на
пропановый испаритель Х-2, материальные потоки, покидающие
абсорбер Gg, yig, Lt0, xil0, температурный режим в колонне.
Расчет ведут по алгоритму расчета обобщенной колонны.
3. Смешением насыщенного абсорбента Ll0 и конденсата нахо-
дят состав и количество питания в АОК- Расчет ведут по алго-
ритму смешения
Ll4=Lt0-\-L^ (IV.107)
СИ4 —
1-10х110 4" ^4xi4
L]4
(IV.I08)
Таким образом получают параметры сырьевого потока в АОК,
что дает возможность рассчитать колонну-К-2.
4. Рассчитывают АОК- Расчет проводят, подбирая количество
тепла, подаваемого в низ колонны, обеспечивающего заданное ка-
чество деэтанизированного абсорбента. В результате расчета АОК
определяются нагрузки на теплообменники Т-6 — Qr-6, Т-7 —
Qt-?, пропановый испаритель Х-3 — Qx-з, расход и состав оста-
точного газа б/?, уц7 и деэтанизированного абсорбента Ьдз, хцз,
температурный режим в колонне.
Расчет ведут по алгоритму расчета обобщенной колонны.
5. Рассчитывают десорбер по упрощенной модели. Состав
сырья, подаваемого в колонну, известен из расчета АОК- Приня-
тое допущение о четком разделении в десорбере позволяет одно-
значно определить количество и состав верхнего L27, xi27 и ниж-
него L30, Xi.3o продуктов колонны
L^ = L364-LJ7 (IV. 109)
L3S = L23 L30 (IV. 110)
xi 27 = (Jj23xi 23 I-30Xi зо)!^29 (IV. 111)
Давление в десорбере определяют как давление конденсации
верхнего продукта при заданной температуре в рефлюксной ем-
кости. Температуру низа рассчитывают как температуру кипения
тощего абсорбента состава Температуру верха десорбера
определяют как температуру точки росы верхнего продукта.
Энтальпия питающего потока в десорбер принимается без учета его
подогрева в теплообменнике Т-8, а после уточнения вносится по-
правка на тепловую нагрузку печи.
320
Из теплового баланса верха десорбера определяют теплойую
нагрузку на аппарат воздушного охлаждения АВО-2 — Qabo-2
QAEO.2=L29^ + 1')(/G-Il) (IV. 112)
где Ig, Il — удельная энтальпия верхнего продукта при температуре точки
росы и температуре кипения соответственно.
Из общего теплового баланса десорбера вычисляют нагрузку на
печь <?иеч
^печ = ^АВО-2 + + 130 ~ ‘23 (IV.113)
где i — энтальпия соответствующего потока в жидкой фазе.
Расчетом десорбера заканчивается расчет количества и соста-
вов всех материальных потоков, после чего приступают к расчету
рекуперативного теплообмена, в результате которого определяют
нагрузки на теплообменники и уточняют нагрузки на пропановые
холодильники.
Расчет рекуперативного
теплообмена
Первый узел теплообмена — это узел охлаждения и конденсации
сырого газа, включающий регенеративные теплообменники Т-1,
Т-2, Т-3 и пропановый испаритель Х-1. Сырой газ перед пропано-
вым испарителем Х-1 охлаждают холодными потоками сухого и
остаточного газа, а также конденсата из С-1 после дросселирова-
ния.
1. Определяют фазность сырого газа при температуре входа
в теплообменник Т-1 — tBll и давлении на входе.
2. При известных параметрах остаточного газа из АОК на
входе в теплообменник-Т-1 Gl7, уц7, tn и выходе из него Gl7, yii7,
^вых определяют количество тепла, снимаемого в Т-1, Qt-i-
Температура на выходе из теплообменника Т-1 задается из
условия технически допустимой разницы температур. Обычно для
теплообменников «газ—газ» А/ принимается равной 7—8 °C.
3. Из теплового баланса Т-1 находят энтальпию и темпера-
туру сырого газа на выходе из Т-1
(IV.114)
Л — общая энтальпия потока при 1Х; /вх — энтальпия сырого газа при /в1.
4. При известных параметрах сухого газа на входе Gg, yig, tg
и выходе Gg, ytg, 1ВЫХ из теплообменника -Т-2 определяют коли-
чество тепла, снимаемого в Т-2, Qt-2-
Перепад температур на горячем конце теплообменника Т-2
выбирается аналогично п. 2.
5. Из теплового баланса Т-2 находят энтальпию /2 и темпера-
туру сырого газа на выходе из Т-2
l2=li~Qr-2 (IV. 115)
И Берлин M. А. и др. 321
6. Рассчитывают температуру и фазовое состояние конденсата
после дросселирования на дросселе Д-1: /5, С5, уц, L5, xtS. Расчет
ведут по алгоритму ОК—ОИ с использованием теплового баланса
(см. рис. IV-25.)
7. По заданному перепаду температур на горячем конце тепло-
обменника Т-3 находят температуру конденсата на выходе из Т-3
—te-
t6=T2—DT (3) (IV. 116)
где DT (3) принимается равным 7—8 °C.
8. По найденным параметрам конденсата на входе и выходе
из теплообменника Т-3 определяют тепловую нагрузку на Т-3 —
Qt-з
Qt-3 = h Ч (IV.117)
где 1б — общая энтальпия материального потока 6; i4 — энтальпия конденсата.
9. Из теплового баланса Т-3 находят энтальпию и темпера-
туру потока сырого газа после Т-3
13 = 12-<2Т-з (IV. Н8)
10. Определяют уточненную нагрузку на пропановый испари-
тель Х-1 — Qxi
(IV.119)
Второй узел теплообмена — подогрев насыщенного абсорбента
и конденсата до заданной температуры ti4 тощим абсорбентом в теп-
лообменниках Т-4 и Т-5 для подачи в АОК.
11. Рассчитывают температуру насыщенного абсорбента после
дросселя Д-2 — 1п.
12. Для расчета теплообменника Т-4 не хватает исходной ин-
формации: известна только температура и состав потока 11. По
этому для упрощения расчета принято допущение о равенстве
температур конденсата после теплообменника Т-3 и насыщенного
абсорбента после Т-4
Чг — Ч = Чз
Это допущение несущественно, так как оно как бы перераспре-
деляет теплообменивающиеся поверхности между теплообменни-
ками Т-4 и Т-5. Суммарная площадь теплообмена их остается не-
изменной. Определяют количество тепла, снимаемого в теплооб-
меннике Т-4 —Qt 4 (так как в процессе дросселирования энталь-
пия системы не меняется).
13. По заданному перепаду на холодном конце теплообмен-
ника Т-4 вычисляют температуру и энтальпию тощего абсорбента
на выходе из Т-4 — t3s и 1зв
4S = 4i+DTW (IV.120)
14. Из теплового баланса теплообменника Т-4 находят энталь-
пию и температуру тощего абсорбента на входе в Т-4 — i3s и t3s
1зб = Ч>б + <2т.4 (IV.121)
322
15. Проверяют перепад температур на горячем конце тепло-
обменника Т-4
*35 ~ *12
Если он меньше заданного (DT (4)), температуру t35 вычисляют
из соотношения
*35 = * 12 +
16. Рассчитывают нагрузку на теплообменник Т-5 по разности
энтальпий насыщенного абсорбента при температуре входа и вы-
хода из теплообменника
@Т-5 = *14 *13 (IV. 122)
17. Из теплового баланса теплообменника Т-5 находят эн-
тальпию и температуру тощего абсорбента на входе в Т-5 — i34, /34,
*34 = *35 + **Т-5 (IV. 123)
18. Проверяют перепад температур t34 — h4. Если он меньше
заданного (DT (5)), то температуру тощего абсорбента на входе
в Т-5 корректируют с учетом заданного перепада
t34 = *l4 + DT(5) (IV. 124)
Корректируют ранее рассчитанную в п. 14 энтальпию и темпе-
ратуру тощего абсорбента на выходе из Т-5
*35 = *34 Qt-5 (IV. 125)
19. Если температуру /36 корректировали по п. 18, то необхо-
димо уточнить из теплового баланса энтальпию и температуру
тощего абсорбента на выходе из Т-4 — i33 и t33
*36 = *35 Qt-4 (IV. 126)
20. Так как при расчете абсорбера и АОК температура тощего
абсорбента была принята равной нулю, то необходимо уточнить
тепловые нагрузки на пропановые испарители Х-2 и Х-3
О-Х-2 = Q Х-2 + *-Зб'^*К*"36 + (IV. 127)
Qx-3 — Q-X-3 + *-37'^*1^35 + *-зт) (IV. 128)
где Az — разность энтальпий тощего абсорбента при нуле и t36.
^* = *о~*зб (IV. 129)
Q'x-2 — нагрузка на пропановый испаритель Х-2 при условии, что тощий абсор-
бент поступает при 0 °C; Q'x,3 — нагрузка на пропановый испаритель Х-3 при
тех же условиях.
Эта разность энтальпий распределяется между Х-2 и Х-3 про-
порционально количеству абсорбента.
Третий узел теплообмена: подогрев низа АОК- Назначение
этого узла — обеспечить подачу рассчитанного количества тепла
в АОК за счет регенерации тепла тощего абсорбента и через допол-
11*
323
нительный теплообменник Т-9 (если не хватит высокопотенциаль-
ного тепла).
21. По тепловым погрузкам на теплообменники Т-6 и Т-7 —
Qr-в, Qt-7, полученным из расчета АОК, и параметром потоков 18
и 20 — находят температуру и состояние потоков 19 и 21 на вы-
ходе из соответствующих теплообменников.
22. Рассчитывают температуру деэтанизированного абсор-
бента после дросселя Д-З — 1ц.
23. Вычисляют температуру тощего абсорбента на выходе
из теплообменника Т-6 по заданному перепаду
= + (IV. 130)
Вычисляют его энтальпию при этой температуре — 133.
24. Из теплового баланса Т-6 находят энтальпию и темпера-
туру тощего абсорбента на входе в Т-6 — 132, 1з2
{32 = Ьз + ®Т-6 (IV. 131)
25. Проверяют условие
(^32 ho) < ВТ (7)
26. Если соблюдается условие п. 25, то разность температур
между потоками 31 и 20 для организации эффективного теплооб-
мена между ними недостаточна и устанавливать теплообменник
Т-7 нецелесообразно. В этом случае тепло в низ АОК подводят
с помощью печи, которая на схеме указана как теплообменник Т-9.
Тепловая нагрузка на печь Qr-э = Qr 7, а параметры потоков 31
и 32 равны между собой: t3i = 1зг и 1ц = i32-
27. Если условие п. 25 не соблюдается, т. е. перепад темпера-
тур потоков 31 и 20 таков, что установка теплообменника Т-7
целесообразна, печь Т-9 из схемы исключается, т. е. Qr-э = 0.
В этом случае определяют энтальпию потока 31, а по энтальпии —
его температуру
hi = hl2 + ®Т-7 (IV.132)
28. Проверяют одновременное соблюдение условий
hl < ho и (hi ~ hi) hh
29. Если оба или одно из условий п. 28 не соблюдается, то
теплообменник Т-8 устанавливать в схеме нецелесообразно.
В этом случае естественно, что параметры потока 25 равны пара-
метрам потока 24, т. е. /25 = t24
^25 = $24 И ^25 = ^24
Так как в случае отсутствия теплообменника Т-8 в схеме ме-
няются исходные данные для расчета узла подвода тепла в АОК,
необходимо провести коррекцию его расчета.
Если из условий п. 25 и 26 теплообменник Т-7 исключен из
схемы и в схему включена печь Т-9, то уточняют температуру t33
из условий
h2~hi = ho'’ h2~hi~ho’ h3~hb Qt-6
324
По известной энтальпии и составу потока 33 определяют его
температуру t33- Далее расчет продолжают с п. 31. Если по усло-
виям п. 25 и 26 теплообменник Т-7 в схеме работает, то в этом слу-
чае тепловая нагрузка на него в связи с исключением из схемы
теплообменника Т-8 изменяется, так как изменилась температура
входного потока t3/. Поэтому рассчитывают необходимость допол-
нительного подвода тепла в схему — от печи Т-9. Проверяют усло-
вие
ho< hi < ho’’ hi = ho
Если t3i > t3o, это означает, что рассчитанное выше количество
тепла, переданное в АОК в теплообменнике Т-7, завышено, и часть
его должна быть восполнена печью
Qr-9 = hi ho (IV.133)
Qt-7 = ®Т-7 Qt-9 (IV. 134)
где Q'T_7— действительное количество тепла, передаваемое в теплообменнике
Т-7, по расчету АОК-
Если t3i <t30, то имеется избыток тепла, и теплообменники Т-7
и Т-6 необходимо пересчитать. В этом случае приравнивают
hi = ho< hi = ho'< h2~hi ®т-7
По известному составу и энтальпии i32 определяют температуру
t32. На этом пересчет теплообменника Т-7 заканчивается.
Пересчитывают теплообменник Т-6
hi = 1Л2 — -6 (I V. 135)
По известному составу и энтальпии i33 определяют температуру
t33- Если tsi = t30, то далее расчет ведут с п. 31.
30. Если условия п. 28 выполняются, то рассчитывают тепло-
обменник Т -8.
. Qt-b~ ho hi (IV. 136)
125 = 12з + ^Т-8 (IV. 137)
По известному составу и энтальпии потока 25 определяют его
температуру t2s. Далее расчет продолжают с п. 31.
31. Уточняют нагрузку на печь десорбера, так как в резуль-
тате расчета теплообменника Т-8 уточнилась температура
<?печ. = 0печ.-е7-в + 0т-9 (IV. 138)
где (?печ — необходимая тепловая нагрузка на печь с учетом нагрузки на Т-9,
полученная из расчета десорбера.
На этом технологический расчет схемы НТА заканчивается.
По приведенному алгоритму можно вести проектный и пове-
рочный расчет схемы НТА.
Назначение проектного расчета — определить значения варьи-
руемых параметров технологической схемы, при которых обеспе-
чивается заданная, входящая в состав исходных данных степень
извлечения целевого компонента в целом по схеме.
325
Для предварительного задания общего расхода абсорбента по
схеме ее просчитывают при трех произвольных расходах абсор-
бента, на основании которого строят кривую зависимости между
расходом абсорбента и коэффициентом извлечения целевого ком-
понента. По этой кривой при заданной степени извлечения опреде-
ляют первое задаваемое значение расхода абсорбента, которое
затем в процессе расчета уточняют.
Для распределения абсорбента между абсорбером и АОК за-
даются значением фц в абсорбере примерно на 5% выше, чем в це-
лом по схеме (с учетом последующих потерь в АОК). По принятому
коэффициенту извлечения в абсорбере с использованием диаграммы
Кремсера определяют предварительный расход абсорбента на аб-
сорбцию. Остальной поток направляют в АОК- При поверочном
расчете по описанному алгоритму определяют действительную
степень извлечения целевого компонента, а также тепловые и ма-
териальные потоки.
РАСЧЕТ СХЕМЫ НТР
Схема НТР (рис. IV.34) имеет сравнительно простую, разомкну-
тую по материальным потокам структуру. В схеме имеется лишь
один тепловой рецикл — исходный газ охлаждается обратным
потоком «сухого» газа. Поэтому моделирование такой схемы не
вызывает особых трудностей. Алгоритм расчета описанной схемы
НТР с двумя вводами питания заключается в следующем.
1. По заданному коэффициенту разделения ф рассчитывают
разделение исходного потока газа 1 на два потока: 3 и 4. Темпе-
ратуру обоих потоков принимают равной температуре после
компримирования.
2. По описанной ранее модели (обобщенная модель расчета
колонных аппаратов) при заданных числе тарелок, номерах таре-
лок питания, температуре в рефлюксной емкости Е-1 и качестве
нижнего продукта и при найденных параметрах питающих пото-
ков 3 и 4 рассчитывают процесс деэтанизации в ректификационной
колонне К-1. В результате расчета получаем параметры потоков
6 и 7, количество снимаемого
холода холодильником Х-1 и
количество подводимого в низ
ректификационной колонны К-1
тепла.
Рис. 1V.34.
Принципиальная схема НТР:
Кр-1, — компрессоры; Т-/, Т-2 —
регенеративные теплообменники; Х-1 —
холодильник; К-1 — ректификационная
колонна; Е-1 — рефлюксная емкость;
П-1 — печь.
328
Таким образом, расчет схемы практически начинается с расчета
колонны К-1, поскольку только он дает нам необходимые исходные
данные для расчета регенеративного теплообмена. Все остальные
пункты расчета представляют собой расчет рекуперативного теп-
лообмена, необходимого для определения нагрузки на холодиль-
ник Х-1.
3. По описанному ранее модулю расчета теплообменника (см.
рис. IV.21) при найденных параметрах потоков 3 и 6 и заданном
минимальном перепаде температур на концах теплообменника
рассчитывают процесс теплообмена в Т-2. В результате расчета
получают параметры потоков 5 и 8.
4. При найденном потоке 8 и заданном потоке 1 и минимальном
перепаде температур на концах теплообменника рассчитывают
процесс теплообмена в Т-1. В результате расчета получают пара-
метры потоков 2 и 9.
5. Проверяют условие равенства найденной температуры по-
тока 2 (а следовательно, и найденных температур потоков 3 и 4) и
температуры потока 3, которая в п. 3 принимается при расчете
теплообменника Т-2. Если температуры не равны, то с новым зна-
чением температуры потока 3 возвращаются к п. З.Если условие
равенств температур соблюдается, то переходят к п. 6.
6. Проверяют условие равенства найденной температуры по-
тока 4 и температуры потока 4, которая в п. 2 принимается при
расчете процесса деэтанизации. Если температуры не равны, то,
принимая новое значение температуры потока 4, возвращаются
к п. 2. Если условие равенства температур соблюдается, то
переходят к п. 7.
7. Уточняют количество холода, снимаемого холодильником
Х-1. Для этого от значения Q%./, найденного в п. 2, вычитают коли-
чество холода, снимаемого ъ Т-2 (т. е. разницу теплосодержаний
потоков 3-и 5), так как процесс деэтанизации рассчитывали в п. 2
при температуре питающего потока 5, равной температуре по-
тока 3.
При получении всех необходимых параметров процесса расчет
заканчивают.
В данном случае приведен поверочный расчет схемы НТР.
При проектном расчете обычно задаются коэффициентом извлече-
ния целевого компонента. В этом случае по известному коэффи-
циенту извлечения можно определить примерные составы верх-
него и нижнего продукта, а по составу верхнего продукта — необ-
ходимую температуру в рефлюксной емкости как температуру
точки росы верхнего продукта. Если в процессе расчета получен-
ные составы верхнего и нижнего продукта сильно отличаются от
принятых, то задаются новым значением температуры верхнего
продукта, соответствующим полученному составу его, и расчет
повторяют.
Таким образом, алгоритм расчета остается практически тем же.
327
Глава
МЕТОДИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ ОПТИМИЗАЦИИ
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ, РЕЖИМОВ
И ОБОРУДОВАНИЯ ГПЗ
ПРИНЦИПЫ ПОСТРОЕНИЯ СИСТЕМ ОПТИМИЗАЦИИ ГПЗ
Эффективное использование капитальных вложений возможно
только при условии принятия и реализации в проектах оптималь-
ных решений на всех уровнях: размещение заводов, перерабаты-
вающих нефтяной газ и газ газоконденсатных месторождений,
выбор технологической схемы и ее структуры, выбор оборудова-
ния и параметров технологического режима. Это особенно
важно при строительстве заводов, в местах, близких к добыче
газа.
Особенность в расположении ГПЗ обусловливает ряд предъяв-
ляемых к ним противоречивых требований. С одной стороны, ГПЗ
по сути предприятия горного типа, т. е. длительность их существо-
вания и их производительность определяются объемами и сроками
существования соответствующего нефтяного или газоконденсат-
ного месторождения. Поэтому ГПЗ должны быть возможно менее
капиталоемкими и трудоемкими, и обеспечивать быструю окупае-
мость капиталовложений. С другой стороны, технология перера-
ботки газа достаточно сложна, а в связи с размещением ГПЗ,
вследствие горного характера производства, в местах с малораз-
витой инфраструктурой возникают повышенные требования к на-
дежности оборудования и уровню автоматизации предприятия,
что требует значительных капитальных и трудовых вложений в их
сооружение. Все эти особенности делают сложным проектирование
ГПЗ и относительно дорогостоящим строительство и эксплуатацию
предприятий.
Вследствие изложенного требования к эффективности выбора
технологии и техники ГПЗ существенно возрастают.
Для оптимизации технологии и техники переработки газа на
всех указанных выше уровнях наряду с проведением эксперимен-
тов и промышленных обследований необходимо широкое привле-
чение современных методов математического моделирования и си-
стемного анализа технологических процессов, средств информа-
ционной и вычислительной техники с целью создания и промышлен-
ной реализации системы автоматизированного проектирования и
оптимизации ГПЗ (САПРО—ГПЗ).
САПРО—ГПЗ включает следующее.
1. Целостный комплекс математических моделей всех процес-
сов и оборудования ГПЗ. В гл. 1 настоящего раздела были опи-
саны все модели, практически необходимые для расчетов процес-
сов и оборудования ГПЗ.
328
2. Целостный комплекс программ всех процессов и оборудова-
ния ГПЗ, разработанных на основании указанных моделей и реа-
лизующих эти модели.
3. Банк теплофизических свойств углеводородных систем и
других веществ, необходимых при расчете процессов переработки
газа.
4. Банк данных по оборудованию газоперерабатывающих
заводов, который содержит исчерпывающие технические сведения
о каждом виде оборудования и аппаратуры, арматуры и приборов,
позволяющие либо выбрать нужное оборудование, аппарат, арма-
туру, прибор, либо сделать вывод о необходимости разработки
нового оборудования, нового аппарата, арматуры, прибора.
5. Банк экономических данных о применяемых в газоперера-
ботке оборудовании, аппаратуре, арматуре, приборах, материа-
лах, реагентах, энергоресурсах.
6. Организующий алгоритм, позволяющий либо при заданном
порядке расчета рассчитать технологическую схему любой фикси-
рованной структуры, либо сам устанавливающий оптимальный
порядок расчета и реализующий его.
7. Организующая программа, созданная на основании органи-
зующего алгоритма и реализующая его.
8. Математические модели и программы, обеспечивающие син-
тез технологических схем ГПЗ оптимальной структуры, в част-
ности на основании их эксерго-экономического анализа.
9. Обобщающая математическая модель, описывающая всю
сложную систему «сбор нефтяного газа — межпромысловый транс-
порт газа — переработка газа». Основные расчетные задачи
САПРО—ГПЗ показаны на рис. IV.35.
Оптимизация газоперерабатывающих заводов усложняется
двумя факторами: многомерностью задачи поиска экстремума,
сложностью расчета целевой функции ГПЗ, равной сумме опти-
мальных значений целевых функций для элементов завода. В ка-
честве целевой функции оптимизации для ГПЗ и его элементов
принимают приведенные затраты
П3 = С + ЕК
где С — себестоимость продукции; Е — нормативный коэффициент окупаемости
капитальных вложений, равный для газоперерабатывающей промышленности
0,17; К — капитальные вложения.
Алгоритмы расчета и оптимизации оборудования ГПЗ в свою
очередь также сложны по составу. При разработке их приходится
создавать тепловые, массообменные, гидромеханические, конструк-
тивные, экономические и другие модели, корректно описывающие
работу оборудования. Для упрощения оптимизации сложных
систем обычно применяют два взаимоисключающих подхода:
1) либо корректно и всесторонне рассматривают синтез и оптими-
зацию системы в целом, пренебрегая качеством моделей нижнего
уровня (в частности, оборудования); 2) либо с помощью сложных и
329
Рис. IV.35.
Классификация, иерархия и взаимосвязь задач оптимизации ГПЗ.
совершенных моделей осуществляют оптимизацию оборудования,
не оптимизируя синтез системы в целом. Применительно к ГПЗ
авторами предложено корректно и достаточно просто совместить
оба подхода при оптимизации систем, в частности схем газопере-
работки на всех уровнях, т. е. и на нижнем, на уровне оборудова-
ния, и на верхних уровнях режимов, структур, технологических
330
схем. С этой целью при оптимизации оборудования применен прин-
цип гибридизации моделей. Согласно такому принципу разрабаты-
вают точные и громоздкие модели для каждого вида оборудования
и на их основе путем расчетно-теоретического анализа создают
простые аппроксимативные модели, практически не уступающие
по точности сложным при фиксированных исходных данных. Опти-
мизацию оборудования проводят с помощью этих простых моделей
с периодическим уточнением их путем обращения к сложным мо-
делям.
Упрощенные модели оборудования используют также при осу-
ществлении оптимизации на более высоких уровнях. Перейти от
множества возможных схем к ограниченному набору предположи-
тельно оптимальных можно многими способами, из которых мы
рассмотрим два: эвристический способ и способ случайного поиска.
При эвристическом способе все множество схем на основании
их классификации делят на ряд подмножеств, в каждом из кото-
рых выбирают представительную схему; эта схема подвергается
эволюции до тех пор, пока она не станет предположительно опти-
мальной.
При случайном поиске произвольно выбирается, например
с помощью датчика случайных шкал, заданное число схем с про-
извольным числом элементов и связей (в пределах между их мини-
мальным и максимально возможным числом), которые затем под-
вергают такой же эволюции. Для подобной эволюции, т. е. для
ограничения области поиска технико-экономического экстремума
следует использовать эксерго-экономический анализ технологи-
ческих схем и оборудования, а также проводить синтез оптималь-
ных структур технологических схем ГПЗ на основе эксерго-топо-
логического моделирования. При решении этой задачи могут быть
использованы три крупных алгоритма (рис, VI.36): 1) эвристиче-
ский алгоритм синтеза технологических схем (ЭАСТС); 2) алгоритм
эксергетического анализа технологической схемы (АЭАТС); 3) ал-
горитм технико-экономической оптимизации режимов и оборудо-
вания (АТЭОРО).
Если к ЭАСТС добавить снизу АЭАТС, с помощью которого
можно определить слабые места каждой конкретной (синтезиро-
ванной) технологической схемы, а также сформулировать правила
улучшения эксергетических показателей схемы за счет изменения
организации потоков и числа аппаратов (или за счет этого и дру-
гого вместе), организовать связи между АЭАТС и ЭАСТС, то обра-
зуется новый эвристико-эволюционный алгоритм предваритель-
ной оптимизации технологических схем (АПОТС). Этот алгоритм
служит для обоснованного ограничения числа технологических
схем.
Результатом функционирования алгоритма является массив
из п матриц, каждая из которых описывает предположительно
оптимальные (эксергетически выгодные) технологические схемы.
Этот массив используют в дальнейшем в алгоритме технико-эко-
331
Рис. IV.36.
Алгоритм оптимизации технологии и оборудования ГПЗ (АОТО—ГПЗ).
номической оптимизации режимом и оборудования для каждой из
п. схем (АТЭОРО). По результатам технико-экономической опти-
мизации выбирают одну или несколько оптимальных по Оборудо-
ванию, режиму и структуре технологических схем.
Рассмотренные выше алгоритмы являются основой более об-
щего алгоритма оптимизации технологии и оборудования газо-
332
перерабатывающих заводов — АОТО—ГПЗ (см. рис. IV.36). Этот
алгоритм служит для решения всего комплекса оптимизационных
задач, а именно для выбора оптимальных технологических схем,
режимов и оборудования ГПЗ.
Если эволюционно-эвристическое ограничение числа сравни-
ваемых при оптимизации технологических схем не обеспечивается,
т. е. АЭАТС отсутствует, то технико-экономическую оптимизацию
оборудования и режимов проводят для каждой из множества тех-
нологических схем, синтезированных с помощью ЭАСТС. Ограни-
чение этого множества схем может быть обеспечено также приме-
нением различных методов поиска экстремума.
СИНТЕЗ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИХ СХЕМ ГПЗ
Обобщенная технологическая схема ГПЗ
и ее математическое описание
Один из наиболее важных методических элементов АОТО—ГПЗ —
синтез технологических схем ГПЗ. Предлагается в основу синтеза
положить обобщенную (гипотетическую) схему с предельно боль-
шим числом элементов (Э) и связей, или потоков (П), а синтез осу-
ществлять путем «вырождения», упрощения этой схемы.
Авторами' разработана обобщенная технологическая схема
переработки газа, включающая все наиболее распространенные
способы переработки: конденсацию, абсорбцию, ректификацию.
В ее основу положена обобщенная технологическая схема пере-
работки газа способом конденсации (рис. IV.37).
Обобщенная схема создана на основе анализа существующих
современных способов и схем переработки газа и включает практи-
чески все самые современные элементы и узлы, применяемые в том
или ином способе газопереработки. В частности, в схеме НТК при-
менены три основных ступени сепарации, т. е. их максимальное
число, применяемое в современных схемах НТК, и две вспомога-
тельные ступени, которые применяются некоторыми зарубежными
фирмами. Каждая основная ступень сепарации аппаратурно офор-
мляется следующим образом: регенеративная система теплооб-
мена -*• источник холода сепаратор. Но возможно отсутствие
в той или иной ступени либо регенеративного теплообмена, либо
источника холода. Первая вспомогательная ступень сепарации
(см. рис. IV.37) состоит из воздушного холодильника 3 и сепара-
тора 4, вторая — из системы регенеративного теплообмена 6 и
сепаратора 7. В трех основных ступенях сепарации применены
все возможные источники холода: внешние, дросселирование
жидких потоков, детандер.
В схеме опущены многие элементы и узлы, которые не имеют
принципиального значения для расчета и анализа схем. Например,
потоки П5, П8, П10, П12, П13 после дросселирования должны
дожиматься, как правило, отдельным компрессором, который на
333
Рис. IV.37.
Обобщенная технологическая схема НТК ГПЗ:
1, 4, 7, 9, 12, 15, 24 — сепараторы; 2, 19 — компрессоры; 3 — воздушный холодильник; 5 — блок осушки; 6, 8, 10, 13, 13.1, 20.2, 22.2 —
регенеративные теплообменники; 8.1, 11.1, 14.1, 14.4, 20.1, 22.1 — источники внешнего холода; 8.2, 11.2, 14.2 — дроссели; 14.3 — детан-
дер; 16 — предварительный деэтанизатор; 17 — деметанизатор; 18 — деэтанизатор; 21, 23 — рефлюксные емкости.
1 2 3 4 5 6 7 8 8.1 8.2 О 10 ш 11.2 12 13
0 1
1 2
2 3 (с1'з
3 (с 11
4 4 5 5
5 9
6 31. (с 19) 4
7 7 7 а а
8 60 (с35) 61 (С36) 7 7
8.1 7
8.2 56 (С31!
9 10 10 10 9 10
10 25 (с13) 26 (с К 28 {С 74/ 9
11.1 о
112 52 (CZ71
12 12 12 12 12 12 11
13 18 (сб) 19 (с 7) 19 1с 7) 20 (св)
13.1 66 (c9Q) 67 (С91) и (с46)
14.1
74.2 48 (с23)
74J
/4.4
15 1.5 (сЗ) 15 (сЗ) 13 16 (с 6) 13 11 (С5)
16 35
17 3 (Cl) 37 37 37 37
18 45 41 41 41 91
19 65
20.1
20.1 74 19
11 33 39 39 39
111
т 14 14
13 43 44 44 42 42 44
24 47 47 47 47 47
Рис. IV.38.
Свернутая потоковая матрица смежности
336
13.1 747 /4.2 74.J 74.4 15 15 77 13 Iff 20.1 101 21 12.1 ш 23 24
3 (с1)
5 5 5 . 5
32 (его. 33 (с31) зч (егг 6 (CZ)
8 8 8 8
62 (с37) 63 (С38) 64 (с39. 6 (С 2)
• 57 (с32 58 <СЗЗ) 59 (С34)
10 10 10. 10
27 (с 15) 28 'С 16) 29 (С 17, 30 (СЮ)
53 (С 28? 54 (С 29. 55 (сзо)
12 12 12 12
11 21 (С9) 22 (СЮ) 23 ^11) 24 (с 12) 14 11
11 68 (с42) 69 (с 43) 70 (С 44) 71 (С45)
11 11 11
45 49 (с24) 50 (С25) 51 (с 26)
46
11
13 13 13 13 14 14 14
36 35
40 37 37
41 41
37
л 14
38
41
41
4Z 42
4 7 45 47 47 47
обобщенной технологической схемы НТК ГПЗ.
337
схеме не показан. Изображен вариант, когда небольшое количе-
ство сдросселированных потоков идет на прием сырьевого компрес-
сора, так как в-этом случае меняется состав газа, идущего на пере-
работку. Последнее обстоятельство влияет на анализ и расчет
схемы. Показан также вариант, когда небольшие количества сдрос-
селированных потоков уходят с установки вместе с сухим газом.
Для охлаждения верхних продуктов деметанизатора и деэтаниза-
тора можно использовать внешние источники холода (элементы
20.1 и 22.1) или холода потоков газа последней ступени сепарации
в регенеративных теплообменниках 20.2 и 22.2.
Предусмотрена возможность дросселирования в регенератив-
ных теплообменниках части рефлюкса из элемента 23 для получе-
ния низких температур.
Таким образом, из обобщенной технологической схемы пере-
работки газа практически можно набирать все возможные кон-
кретные схемы переработки газа способом конденсации. Число
этих схем достигает многих миллионов. Однако многие из указан-
ных схем нереальны или невыгодны с технико-экономической точки
зрения. Это обусловлено тем, что в обобщенной схеме преду-
смотрено не оптимальное, а максимально возможное число эле-
ментов; связи между элементами предусмотрены также не опти-
мальные, а принципиально возможные. Многие из элементов в кон-
кретных схемах могут оказаться просто нереальными (например,
вследствие несоответствия температурного уровня для теплообме-
нивающихся потоков). Поэтому необходимо из множества конкрет-
ных схем, образующихся из обобщенной, выбрать не только реаль-
ные схемы, но и оптимальные по структуре, параметрам и обору-
дованию.
Существует ряд способов математического описания структуры
и связей в технологических схемах; например, с помощью матрицы
процесса, матрицы потоков, матрицы инциденций, матрицы смеж-
ности [23, 24, 25]. Однако эти матрицы достаточно полно коди-
руют конкретные технологические схемы с фиксированными свя-
зями и непригодны для описания обобщенных технологических
схем, характерных многообразием связей между элементами.
Поэтому нами предложен новый способ описания обобщенных
технологических схем с помощью свернутой потоковой матрицы
смежности. Применительно к обобщенной технологической схеме
(см. рис. IV.37) переработки газа способом конденсации такая
матрица приведена на рис. IV.38. Связь между элементами схемы
в матрице показана номером связующего элементы потока. При
этом разными в схеме считаются потоки, различающиеся составом,
но не параметрами. Если из одного элемента в другой направ-
ляется поток, являющийся смесью либо совокупностью раздельно
отводимых различных потоков, этот «сводный» поток описывается
очередным порядковым номером и соответствующим этому номеру
списком «сводного» потока. Все списки потоков нумеруются в по-
рядке появления (описания) каждого из списков. В каждом списке
338
Таблица IV.2. Список максимального числа элементов
обобщенной схемы (см. рис. IV.37)
Номер элемента Элемент
1 Входной сепаратор
2 Компрессор сырого газа
3 Концевой холодильник
4 Концевой сепаратор
5 Узел осушки
6 Регенеративная система теплооб- мена II ступени сепарации
7 Сепаратор II ступени
8 Регенеративная система теплооб-
• мена III ступени (I основной)
8.1 Холодильный цикл III ступени
8.2 Дроссельные устройства внутрен- него холодильного цикла III ступени сепарации для кон- денсата I, II, III, IV и V сту- пеней сепарации соответственно
9 Сепаратор III ступени
10 Регенеративная система теплооб- мена IV ступени (II основной)
11.1 Холодильный цикл IV ступени
11.2 Дроссельные устройства внутрен- него холодильного цикла IV ступени сепарации для кон- денсата I, II, III, IV и V сту- пеней сепарации соответственно
12 Сепаратор IV ступени
13 Первая регенеративная система теплообменников V ступени се- парации (III основной)
14.1 Первый холодильный цикл V сту- пени
14.2 Дроссельные устройства внутрен- него холодильного цикла V сту- пени сепарации для конденсата I, II, III, IV и V ступеней се- парации соответственно
14.3 Детандер
15 Сепаратор V ступени
16 Предварительный деэтанизатор
17 Деметанизатор
18 Деэтанизатор
19 Дожимной компрессор сухого газа
Примечания
Обычно воздушный
Сепаратор I ступени сепарации
(предварительной)
II предварительной ступени
Включается в схему в случае
применения внутреннего хо-
лодильного цикла на этой
ступени сепарации
Внешний
1. Включаются в схему вместо
элемента 8.1
2. Может быть одно дроссель-
ное устройство для конден-
сатов всех ступеней или для
части их
Внешний
1, Включаются в схему вместо
элемента 11.1
2. Может быть одно дроссельное
устройство для конденсатов
всех ступеней или для части
их
Внешний
1. Включаются в схему вместо
элемента 14.1
2. Может быть одно дроссель-
ное устройство для конден-
сатов всех ступеней или для
части их
Включается в схему вместо
внешнего холодильного цикла
последней ступени сепарации
Или этановая колонна в схе-
мах с получением этана
339
Продолжение табл. IV.2
Номер элемента Элемент Примечания
20.1 Внешний источник холода для верхнего продукта деметаниза- тора
20.2 Регенеративный теплообменник деметанизатора
13.1 Вторая регенеративная система теплообменников V ступени се- парации
14.4 Второй холодильный цикл V сту- пени
21 Рефлюксная емкость деметаниза- тора
22.1 Внешний холодильный цикл для верхнего продукта деэтаниза- тора
22.2 Регенеративный теплообменник деэтанизатора
23 Рефлюксная емкость деэтаниза- тора
24 Сепаратор перед детандером
приведены номера исходных потоков, а такде признак Псп — сме-
шения исходных потоков. При Псп У= 0 можно предположить,
что элемент, куда входит соответствующий «сводный» (но не смеши-
вающийся) поток, имеет сложную инфраструктуру, которая дол-
жна быть описана отдельно в каждой конкретной схеме. Признаки
смешения сводных потоков (Псп) приведены ниже:
Псп Характер смешения сводных потоков
О Потоки не смешиваются
1 Потоки смешиваются без ограничений
2 Потоки могут смешиваться, а могут не смешиваться
3 Жидкостные и газовые потоки, входящие в сводный поток,
могут смешиваться, а могут не смешиваться (жидкостные
между собой, а газовые между собой)
Список максимального числа элементов, списки всех потоков,
списки «сводных» потоков обобщенной технологической схемы
ГПЗ приведены в табл. IV.2, 3.
Здесь нужно отметить одно важное обстоятельство. Часто при
формировании двух или нескольких сводных потоков из макси-
мально возможного числа элементарных потоков состав каждого
из сводных потоков будет одинаковым, но в реальной схеме их
состав, как правило, будет разным. Сводные потоки при направле-
нии их из одного элемента в несколько разных элементов нумеруют
разными номерами, что позволяет различать указанные потоки
в реальных схемах.
При варьировании составов этих потоков из обобщенной схемы
получают реальные, конкретные схемы.
340
Таблица IV.3. Список потоков в обобщенной технологической схеме
(см. рис. IV.37)
Номер потока Из какого элемента выходит и в какой входит Наименование простого потока или номер простого потока, входящих в сводный Номер списка сводного потока При- знак смеше- ния ПСп
П1 0—1 Сырой газ низкого давле- ния с механическими при- месями — —
П2 1—2 Сырой газ низкого давле- ния без механических примесей П2, П18, П25, П31 (С19), П35, П60 (С35), П66 (С40) — —
ПЗ 2—3, 3—4, 3—17, 17—4 (С1) 1
П4 4—5, 5—6, 6—7 Газ после I ступени (пред- варительной) сепарации — —
пь 4—8.2, 11.2, 14.2, 16, 17, 18 Конденсат после I ступени (предварительной) сепара- ции — —
П6 6—19, 8—19 П14, П35, П37, П39, П41, П44 (С2) 1
П7 7—8, 8.1, 8—9, 8.1—9, 8—8.1 Газ после II ступени (пред- варительной) сепарации — —
П8 7—8.2, 11.2, 14.2, 16, 17, 18 Конденсат после II сту- пени (предварительной) сепарации — —
П9 9—10, 10—11.1, 11.1—12 Газ III ступени (I основ- ной) сепарации — —
П10 9—6, 8, 8.2, 11.2, 14.2, 16, 17, 18 Конденсат III ступени (I основной) сепарации — —
ПН 12—13, 13—14.1, 14.1 — 13.1, 14.4, 15, 13.1— 15, 14.4—15 Газ IV ступени (II основ- ной) сепарации — —
П12 12—6,8, 8.2, 10, 11.2, 14.2, 16, 17, 18 Конденсат IV ступени (II основной) сепарации — —
П13 15—8.2, 11.2, 14.2, 16, 17, 18 Конденсат последней сту- пени сепарации — —
П14 15—19, 20.2, 22.2, 13— 22.2, 20.2—10, 13, 22.2, 22.2—10.13 Газ последней ступени се- парации — —
П15 15—6, 8 П13, П14 (СЗ) 0
П16 15—10 П13, П14 (С4) 0
П17 15—13 П13, П14 (С5) 0
П18 13—2 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С6) 1
П19 13—6, 8 П5, П8, П10, П12, П13, П14, П37, П39, П41, П42, П44, П47 (С7) 3
П20 13—10 П5, П8, П10, П12, П13, П14, П37, П39, П41, П42, П44, П47 (С8) 3
П21 13—16 П5, П8, ПК), П12, П13, П42, П47 (С9) 2
П22 13—17 П5, П8, ПК), П12, П13, П42, П47 (СЮ) 22
341
Продолжение табл. IV .3
Номер потока Из какого элемента выходит и в какой входит Наименование простого потока или номер простого потока, входящих в сводный Номер списка сводного потока При- знак смеше- ния ПСп
П23 13—18 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (СИ) 2
П24 13—19 П14, П37, П39, П41, П44 (С12) 1
П25 10—2 П5, П8, П10, П12, П13; П42, П47 (С13) 1
П26 10—6, 8 П5, П8, П10, П12, П13, П14, П37, П39, П41, П42, П44, П47 (С14) 3
П27 10—16 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С15) 1
П28 10—17 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С16) 1
П29 10—18 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С17) 1
ПЗО 10—19 П14, П37, П39, П41, П42, П49 (С18) 1
П31 6—2 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 . (С19) 1
П32 6—16 П5, П8, П10, П12, ГИЗ, П42, П47 (С20) 1
ПЗЗ 6—17 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С21) 1
П34 6—18 П5, П8, ШО, П12, П13, П42, П47 (С22) 1
П35 16—2, 16—19 Газ с верха предваритель- ного деэтанизатора — —
П36 16—18 Частично деэтанизиро- ванный конденсат — —
П37 17—6, 8, 10, 13, 20.1, 20.2, 20.1—21, 20.2—21 Газ с верха деметаниза- тора — —
П38 21—17 Орошение деметанизатора — —
П39 21—6, 8, 10, 13 Газ из рефлюксной емко- сти деметанизатора — —
П40 17—18 Деметанизированный кон- денсат — —
П41 18—6, 8, 10, 13, 22.1, 22.2, 22.1—23, 22.2—23 Газ с верха деэтанизатора — —
П42 23—8.2, 11.2, 14.2, 18 Орошение деэтанизатора — —
П43 23—0 Товарный этан — —
П44 23—6, 8, 10, 13 Газ из рефлюксной емко- сти деэтанизатора — —
П45 18—0 ШФУ с установки — —
П46 24—14.3, 14.3—15 Газ из сепаратора перед и после турбодетандера — —
П47 24—6, 8, 10, 16, 17, 18, 8.2, 11.2, 14.2 Конденсат из сепаратора перед детандером — —
П48 14.2—13, 13.1 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С23) 2
342
Продолжение табл. IV.3
Номер потока Из какого элемента выходит и в какой входит Наименование простого потока или номер простого потока, входящих в сводный Номер списка сводного потока При- знак смеше- ния Псп
П49 14.2—16 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С24) 2
П50 14.2—17 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С25) 2
П51 14.2—18 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С26) 2
П52 11.2—10 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С27) I 2
П53 11.2—16 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С28) 2
П54 11.2—17 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С29) 2
П55 11.2—18 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (СЗО) 2
П56 8.2—8 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С31) 2
П57 8.2—16 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С32) 2
П58 8.2—17 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (СЗЗ) 2
П59 8.2—18 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С34) 2
П60 8—2 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С35) 2
П61 8—6 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С36) 2
П62 8—16 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С37) 2
П63 8—17 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С38) 2
П64 8—18 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С39) 2
П65 19—0 Сухой газ с установки — —
П66 13.1—2 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С40) 1
П67 13.1—6 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С41) 2
П68 13.1—16 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С42) 2
П69 13.1—17 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С43) 2
П70 13.1—18 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С44) 2
П71 13.1—19 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С45) 1
П72 13.1—13 П5, П8, П10, П12, П13, П42, П47 (С46) 2
343
Сказанное о сложной инфраструктуре элементов, в которые
входит сводный поток, состоящий из несмешивающихся простых
потоков, проще всего проиллюстрировать на примере любого узла
регенеративного теплообмена. Например, элементы 6, 10, 13 (см.
рис. IV.37) могут представлять либо сложные системы много-
ходовых теплообменников, в которых происходит теплообмен
между газом и несколькими теплоносителями, либо два или не-
сколько теплообменных аппаратов, в каждом из которых происхо-
дит теплообмен между газом и одним из теплоносителей.
Правила синтеза технологических схем
Для синтеза конкретных технологических схем предлагается ис-
пользовать не обобщенную схему переработки газа, а обобщенные
схемы конкретного способа газопереработки. Для этого необхо-
димо из обобщенной схемы газопереработки исключить все эле-
менты, присущие другим способам переработки, а также все свя-
занные с ними потоки. Полученная обобщенная технологическая
схема конкретного способа переработки газа является основой для
синтеза конкретной технологической схемы переработки газа дан-
ным способом.
Ниже в качестве примера показан порядок синтеза конкретных
технологических схем из обобщенной схемы НТК (см. рис. IV.37).
Для синтеза конкретной технологической схемы из обобщен-
ной для данного способа переработки газа, в частности НТК,
используют: свернутую потоковую матрицу смежности обобщен-
ной технологической схемы (см. рис. IV.38); список максималь-
ного числа элементов обобщенной технологической схемы (см.
табл. IV.2); список потоков в обобщенной технологической схеме
(см. табл. IV.3).
Синтезу предшествует заполнение всех упомянутых списков.
В частности, конкретизируют реальное число и состав элементов
в синтезируемой схеме (число элементов должно быть меньше или
равно максимальному числу элементов в списке). С учетом этого
конкретизируют (в общем случае уменьшают) список потоков и
списки «сводных потоков».
Синтез осуществляют по следующей схеме:
1. С учетом конкретизации элементов и потоков уменьшают
свернутую потоковую матрицу смежности.
2. Исходя из уменьшенной матрицы для конкретной техноло-
гической схемы строят потоковую матрицу смежности. В этой
новой матрице «сводные» потоки, как правило, расписывают через
входящие в них конкретные’исходные потоки. Если в схеме остав-
лены «сводные» потоки, то состав их выражается однозначным
списком элементарных потоков.
3. На основе этой скорректированной матрицы известными
приемами строят конкретную технологическую схему.
Изложенные правила положены в основу эвристического алго-
ритма синтеза технологических схем ГПЗ.
344
Эвристический алгоритм синтеза
технологических схем ГПЗ
Алгоритм двухуровневый (см. рис. IV.36).
На верхнем уровне обеспечивается перебор (различные соче-
тания) элементов от максимального их числа до минимально
возможного. Этот перебор осуществляется до минимально воз-
можного, в соответствии с изложенными далее эвристическими
правилами. Для каждого такого набора элементов составляется
свернутая, потоковая матрица смежности меньшей размерности,
чем исходная (размерность матрицы равна числу элементов в на-
боре). Это достигается исключением из исходной матрицы столбцов
и строк, помещенных под номерами, исключенных из исходной
обобщенной схемы элементов. Кроме того, из списка потоков и из
списков сводных потоков исходной обобщенной матрицы исклю-
чают все потоки, выходящие из исключенных аппаратов. Потоки,
входившие в исключенный элемент из элементов, ему предшеству-
ющих, направляются в следующий остающийся в наборе элемент.
На нижнем уровне при фиксированном числе элементов обес-
печивается перебор всех возможных связей потоков с помощью
образованных на верхнем уровне сокращенной свернутой пото-
ковой матрицы и списков потоков к ней. При этом проверяется
реальность потоков. Эвристические правила и алгоритм организа-
ции потоков описываются ниже.
Алгоритм перебора элементов
в обобщенной схеме
Алгоритм верхнего уровня можно построить на основе некоторых
правил формирования наборов элементов в реальных схемах (см.
рис. IV.37).
1. Вторая предварительная ступень сепарации может отсутст-
вовать (элементы 6, 7).
В этом случае перед элементом 8.1 обязательно будет элемент
8 и через него будут дополнительно проходить при определенных
вариантах потоки, которые проходят через элемент 6.
2. При использовании в схеме внутреннего холодильного
цикла на любой из основных ступеней сепарации вместо внешнего
холодильного цикла (элементы 8.1, 11.1 или 14.1) включают дрос-
сельные устройства соответственно 8.2, 11.2 или 14.2. Поскольку
на дросселирование будут направляться не все жидкие потоки,
часть этих элементов может в схеме отсутствовать. При включении
в схему элемента 8.2 обязательно включается элемент 8.
3. При наличии в схеме детандера (элемент 14.3) на последней
ступени сепарации в схему обязательно включают дополнитель-
ный сепаратор (элемент 24) перед детандером. В этом случае из
схемы исключают элементы 13.1, 14.1 и 14.2 и 14.4. Если эти эле-
менты присутствуют, то детандер исключают.
345
4. При наличии в схеме элемента 20.1 для охлаждения верх-
них потоков деметанизатора за счет внешнего источника холода
из схемы исключается элемент 20.2, использующий для этих целей
холод обратных технологических потоков.
5. В присутствии в схеме элемента 22.1 для охлаждения верх-
них потоков деэтанизатора за счет внешнего источника холода из
схемы исключается элемент 22.2.
6. При исключении из схемы элемента 17 автоматически исклю-
чаются из схемы элементы 20.1, 20.2, 21.
7. Ступень сепарации (предварительную или основную), кроме
II предварительной, надо исключать из схемы целиком.
Таким образом, если из схемы исключается, например, четвер-
тая ступень сепарации, то следует исключить из схемы элементы
10, 11.1 и 12.
8. При уменьшении числа ступеней сепарации в конкретной
схеме из обобщенной схемы исключают первые ступени сепарации,
т. е. если нужно преобразовать обобщенную схему в одноступен-
чатую НТК без II предварительной ступени сепарации, то из нее
исключают II предварительную ступень и I и II основные ступени
сепарации. Если II предварительную ступень оставляют, то исклю-
чают I и II основные.
Таким образом, в любую реальную технологическую схему обя-
зательно входят следующие элементы обобщенной технологиче-
ской схемы (см. табл. IV.2): 1, 2, 3, 4, 5, 13, один из элементов
14.1, 14.2 или 14.3, а также 15 и 18. По остальным элементам схемы
осуществляется перебор путем различных вариантов их исклю-
чения в соответствии с табл. IV.4.
Изложенные эвристические правила реализованы в виде
табл. IV.4, где приведены различные варианты исключения эле-
ментов из обобщенной схемы.
Всего с помощью этой таблицы могут быть сформированы 5888
технологических схем, различающихся только набором эле-
ментов.
В качестве первого основного варианта (1-й вариант) принята
технологическая схема с двумя предварительными и тремя основ-
ными ступенями сепарации, с внешними холодильными циклами по
одному в каждой ступени, без предварительного деэтанизатора
и деметанизатора, с охлаждением верха деэтанизатора внешним
холодильным циклом, с дожимным компрессором сухого газа.
В список постоянно исключаемых при этом элементов (Э) входят:
13.1, 14.4, 16, 17, 20.1, 20.2, 21, 22.2 (СИЭ № 1).
Во 2-м варианте Э 8.1 заменен на 8.2.
В 3-м варианте 11.1 заменен на 11.2.
В 4-м варианте Э 14.1 заменен на 14.2.
В 5-м варианте Э 8.1, 11.1 и 14.1 заменены на 8.2, 11.2 и 14.2
соответственно.
В 6-м варианте Э 8.1 и 11.1 заменены на 8.2 и 11.2 соответ-
ственно.
346
Таблица IV.4. Различные варианты исключения элементов
обобщенной схемы
Номер варианта Номера исключенных элементов
1 8, 8.2, 11.2, 14.2, 14.3, 24 и список исключенных элементов (СИЭ! № 1
2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 8.1, 11.2, 14.2, 14.3, 24 и СИЭ № 1 8, 8.2, 11.1, 14.2, 14.3, 24 и СИЭ № 1 8, 8.2, 11.2, 14.1, 14.3, 24 и СИЭ № 1 8.1, 11.1, 14.1, 14.3, 24 и СИЭ № 1 8.1, 11.1, 14.2, 14.3, 24 и СИЭ № 1 8, 8.2, 11.1, 14.1, 14.3, 24 и СИЭ № 1 8.1, 11.2, 14.1, 14.3, 24 и СИЭ № 1 8.1, 11.2, 14.1, 14.2 и СИЭ № 1 8, 8.2, 11.1, 14.1, 14.2 и СИЭ № 1 8.1, 11.1, 14.1 и СИЭ № 1 8, 8.2, 11.2, 14.1, 14.2 и СИЭ Я» 1 11.2, 14.2, 14.3, 24 и СИЭ № 2 11.1, 14.2, 14.3, 24 и СИЭ № 2 11.2, 14.1, 14.3, 24 и СИЭ № 2 11.1, 14.1, 14.3, 24 и СИЭ № 2 11.1, 14.1, 14.2 и СИЭ № 2 11.2, 14.1, 14.2 и СИЭ № 2 14.2, 14.3, 24 и СИЭ № 3 14.1, 14.3, 24 и СИЭ № 3 14.1, 14.2 и СИЭ № 3 13.1, 14.2 и СИЭ № 4 14.4 и СИЭ № 4 При исключении из каждого из вышеприведенных наборов эле-
25 мента 19 получается еще 23 варианта наборов При исключении из каждого из вышеприведенных наборов (вклю- чая 23 новых набора по п. 24) второй вспомогательной ступени элементов 6 и 7 получается еще 46 наборов
26 Заменив элемент 22.1 на 22.2 во всех 92 наборах по пп. 1—25, по-
27 лучим еще 92 набора Включив во всех 184 наборах по пп. 1—26 элемент 16, получим еще 184 набора
28 Исключив из всех 368 наборов элементы 23, 22.1 и 22.2, получим
29 еще 368 наборов Включив во всех 736 наборах элемент 17 и исключив 16, получим
30 еще 736 наборов Включив во все 1472 набора элементы 20.1 и 21, получим еще 1472 набора
31 1 Исключив элемент 20.1 и включив 20.2 во все 2944 набора, получим еще 2944 набора
В 7-м варианте Э 11.1 и 14.1 заменены на 11.2 и 14.2 соответ-
ственно.
В 8-м варианте Э 8.1 и 14.1 заменены на 8.2 и 14.2 соответственно.
В 9-м варианте Э 8.1 заменяется на 8.2, а 14.1 — на 14.3.
В 10-м варианте Э 11.1 заменяется на 11.2, а 14.1 — на 14.3.
В 11-м варианте Э 8.1 и 11.1 заменяются на 8.2 и 11.2 соответ-
ственно, а Э 4.1 — на 14.3.
В 12-м варианте Э 14.1 заменен на 14.3.
347
Второй основной вариант (вариант 13) представляет собой
аналог 1-го, но состоит из двух предварительных и двух основных
ступеней сепарации.
В список постоянно исключаемых при этом элементов вхо-
дят Э 8, 8.1, 8.2, 9, 13.1, 14.4, 16, 17, 20.1, 20.2, 21, 22.2
(СИЭ № 2).
В 14-м варианте во II основной внесены следующие изменения:
Э 11.1 заменен на 11.2.
В 15-м варианте Э 14.1 заменен на 14.2.
В 16-м варианте Э 11.1 и 14.1 заменены на 11.2 и 14.2 соответ-
ственно.
В 17-м варианте Э 14.1 и 11.1 заменены на 14.3 и 11.2 соответ-
ственно.
В 18-м варианте Э 14.1 заменен на 14.3.
Третий основной вариант (вариант 19) является аналогом
первого, но состоит из двух предварительных и одной основных
ступеней сепарации.
В список постоянно исключаемых элементов входят 8, 8.1,
8.2, 9, 10, 11.1, 11.2, 12, 13.1, 14.4, 16, 17, 20.1, 20.2, 21, 22.2
(СИЭ № 3).
В 20-м варианте в третий основной внесено следующее измене-
ние: вместо элемента 14.1 включен элемент 14.2.
В 21-м варианте вместо элемента 14.1 включен элемент 14.3
и Э24. Четвертый основной вариант (вариант 22) аналогичен пер-
вому, но состоит из двух предварительных и одной основной сту-
пеней сепарации с двумя внешними источниками холода (14.1 и
14.4). В список постоянно исключаемых элементов входят элементы
8, 8.1, 8.2, 9, 10, 11.1, 11.2, 12, 16, 17, 20.1, 20.2, 14.3, 24, 21, 22.2
(СИЭ № 4).
В 23-м варианте в четвертый основной вариант внесено сле-
дующее изменение: вместо элемента 14.4 в схему включены эле-
менты 14.2 и 13.1 (они могут работать только совместно).
Алгоритм организации потоков в конкретных
технологических схемах при фиксированном числе
элементов
При организации потоков используют свернутую потоковую ма-
трицу смежности, имеющую размерность, равную фиксирован-
ному числу элементов и эвристический алгоритм формирования
потоков. С помощью алгоритма формируют списки потоков, выхо-
дящих из каждого элемента и входящих в каждый элемент. Эти
списки используют при составлении матрицы конкретной схемы.
Если в строке свернутой потоковой матрицы смежности указан
лишь один выход какого-то потока из элемента, то связь элементов
этим потоком устанавливается однозначно. Здесь нужно указать,
является ли эта связь безусловной, или сформулировать условие,
348
при котором она существует. В противном случае связь может
быть многовариантной и устанавливается с помощью указанного
выше алгоритма.
Основой эвристического алгоритма формирования потоков
является следующее:
I. По обобщенной схеме дается список максимального числа
выходных потоков из каждого элемента.
2. Для каждого элемента формулируется правило возможных
сочетаний выходящих потоков.
3. В соответствии с этим правилом производится перебор всех
возможных потоков.
При разработке алгоритма формирования потоков используют
следующие эвристические правила.
1. Газовый поток последней ступени сепарации может быть
использован для охлаждения исходного газа на каждой или любой
предыдущей ступени сепарации газа. Первый вариант термодина-
мически более предпочтителен, но в каждом отдельном случае
следует произвести перебор возможных вариантов. Возможны
различные комбинации вариантов, когда часть потока подается во
все системы регенерационного теплообмена, а часть — в некото-
рые из них (П14, см. рис. IV.37).
2. Аналогично следует использовать газ с верха деметаниза-
тора (П37, см. рис. IV.37).
3. Газ, выходящий с верха деэтанизатора, можно использовать
для охлаждения исходного газа на всех ступенях сепарации лишь
в том случае, если температурный уровень последнего источника
холода (см. рис. IV.37) равен температурному уровню верха деэта-
низатора. В противном случае его нужно использовать для охла-
ждения газа тех ступеней сепарации, которые имеют соответствую-
щий температурный уровень.
4. Сдросселированные жидкие потоки, используемые во вну-
тренних холодильных циклах, в предварительный деэтанизатор,
как правило, не направляют.
5. Обычно в схемах с деметанизатором холод жидких потоков
используют непосредственно в колонне (полностью или частично),
поэтому для охлаждения исходного газа его либо вовсе не исполь-
зуют, либо используют частично.
6. Материальные рециклы могут быть только в схемах с пред-
варительной деэтанизацией и с дросселированием жидких пото-
ков.
7. Потоки П5, П8, П10, П12, П13 в реальных схемах проходят,
как правило, только через один дроссель на одной из ступеней
сепарации. При этом рассчитывают оптимальные доли количе-
ства каждого конденсата, идущего на дросселирование, исходя
из технико-экономических соображений и необходимой темпе-
ратуры процесса. Как правило, сдросселированные потоки в реаль-
ных схемах через всю систему регенерированного теплообмена не
проходят.
349
8. Если П5 и П8 частично идут на дросселирование, то осталь-
ная часть их может идти в Э 16, 17 или 18. Если поток 5 или 8 не
идет на дросселирование, то он может быть направлен в Э 16, 17, 18.
9. Если поток 8 частично идет на дросселирование, то осталь-
ная часть его может идти в Э 16, 17 или 18. Если он не идет на
дросселирование, то направляется в 16, 17 или 18.
10. Если П10 частично идет на дросселирование, то остальная
часть его может проходить в 6 либо в 16, 17 или 18. Если ШО не
идет на дросселирование, то он направляется либо в 6, либо в 16,
17 или 18. Обычно при наличии 17 П10 идет в 17, минуя 6. Если
П10 идет в 16, то он не может идти в 18, и наоборот. Если ШО идет
в 17, то он не может идти в 18, и наоборот.
11. Если П12 частично идет на дросселирование, то остальная
часть его может идти в элементы 10, 6 либо в элементы 16, 17 или
18. Если поток 12 не идет на дросселирование, то он идет либо
в элементы 10, 6, либо в 16, 17 или 18. Обычно при наличии 17
П12 идет в Э 17, минуя 6 и 10. Если П12 идет в Э 16, то он не может
идти в Э 18, и наоборот. Если П18 идет в Э 17, то он не может идти
в Э 18, и наоборот. Если Ш2 идет в Э 10, то он, как правило, идет
в Э 6, и наоборот.
12. Если П13 частично идет на дросселирование, то остальная
часть его вместе с П14 образует сводные потоки П15, П16 и П17 и
идет соответственно в Э 6, 10 и 13 или самостоятельным потоком —
в Э 16, 17, 18. Если П13 на дросселирование не идет, то он само-
стоятельным потоком идет в Э 16, 17, 18 или сводным потоком
П15 — в Э 6, П16 идет в Э 10 или П17 в Э 13. Это определяется
технико-экономическими расчетами. Если П13 идет в Э 16, то он
не может идти в Э 18, и наоборот. Если П15 идет в Э 17, то он не
может идти в Э 18, и наоборот. Если П13 идет в Э 13, то он, как
правило, не идет в Э 10 и 6, если ШЗ идет в Э 10, то он не идет
в Э 13 и 6; если П13 идет в Э 6, то он, как правило, не идет в Э 13
и 10.
13. Если поток П37 направляется в Э 6, 10 или /<3, то он не
идет в Э 20.1 или 20.2, и наоборот. В какой из указанных аппара-
тов подать П37, показывают технико-экономические расчеты, но
обычно П37 направляют в Э 13 или в Э 20.1.
14. Если поток П41 идет в Э 6, 10 или 13, то он не идет в Э 22.1
или Э 22.2, и наоборот. Обычно выгоднее подавать П43 в Э 13 или
в Э 22.1.
15. Поток П39 обычно подают в Э 13.
16. Направление потока П44 зависит от температурного уровня
последней ступени сепарации. Если он такой же, как уровень
холода П44, то П44 подается в Э 13.
17. Если есть поток П32, то нет потоков ПЗЗ и 34.
18. Если есть поток ПЗЗ, то нет потока П32 и 34, и наоборот.
19. Если есть поток П34, то нет потоков П32 и ПЗЗ.
20. Наличие потока П29 исключает наличие потоков П28 и П27.
21. Наличие потока П27 исключает наличие потоков П29 и 28.
350
22. Наличие потока П28 исключает наличие потоков П27 й
П29.
23. Наличие потока П22 исключает наличие потоков П23 и П21.
24. Наличие потока П21 исключает наличие потоков П23 и П22.
25. Наличие потока' П23 исключает наличие потоков П21 и
П22.
26. Совместное присутствие потоков 15 и 14 означает, что
поток 15 «выродился» в поток 13.
27. При наличии в схеме Э 13.1 П48 из Э 14.2 направляется
только в Э 13.1.
28. Если элемент, в который направлен один из рассматривае-
мых потоков, в конкретном наборе элементов отсутствует, то
соответствующие варианты потоков считаются нереальными.
29. Для каждого элемента задается условие минимального
числа входящих потоков, обеспечивающих его нормальное функ-
ционирование.
Ниже приводятся эвристические алгоритмы формирования по-
токов для каждого элемента обобщенной схемы НТК-
Эвристические алгоритмы формирования потоков
для каждого элемента обобщенной схемы
1. Из Э 0 выходит единственный Ш, идущий в Э 1.
2. Из Э 1 выходит единственный П2, идущий в Э 2.
3. Из Э 2 выходит единственный ПЗ, идущий в Э 3.
4. Из Э 3 выходит единственный ПЗ, идущий или в Э 4, или
в Э 17.
5. Из Э 4 выходят П4 и П5, причем П4 направлен в Э 5, а П5
может быть направлен в каждый из элементов, входящих в любое
непустое подмножество элементов из набора: {8.2] 11.2] 14.2;
16] 17; 18\, содержащее не более чем один из элементов 16] 17; 18.
6. Из Э 5 выходит единственный П4, идущий в Э 6.
7. Максимально возможный список потоков, выходящих из Э 6,
имеет следующий вид: П4; П6; П32; ПЗЗ; П34, причем П4 направ-
лен в Э 7, П6 направлен в Э 19, а потоки из набора: {П31 в Э 2;
П32 в Э 16] ПЗЗ в Э 17] П34 в Э 18\ могут выходить из Э 6 в любом
непустом сочетании, содержащем не более чем один из потоков;
32; 33; 34.
8. Из Э 7 выходят П7 и П8, причем П7 направлен или в Э 8,
или в Э 8.1, а П8 может быть направлен в каждый из элементов,
входящих в любое непустое подмножество элементов из набора:
{8.2] 11.2] 14.2] 16] 17] 18\, содержащее не более чем один из
элементов 16; 17; 18.
9. Максимально возможный список потоков, выходящих из
Э 8, имеет следующий вид: П6; П7; П60; П61; П62; П63; П64.
Поток 6 идет в Э 19 только тогда, когда в конкретном наборе эле-
ментов оборудования отсутствует Э 6. Поток 7 направлен в Э 9,
или при отсутствии Э 6 в Э 8.1. Потоки из набора: {П60 в Э 2; П61
351
в Э 6; П62 в Э /6; П63 в Э 17; П64 в Э 18\ могут выходить из Э 8
в любом непустом сочетании, содержащем не более чем один из
потоков 62; 63; 64.
10. Из Э 8.1 выходит единственный П7, идущий в Э 9.
11. Из Э 8.2 может выходить любое непустое подмножество
потоков из максимального набора: |П56 в Э 8; П57 в Э 16; П58
в Э 17; П59 в Э /8Д содержащее не более чем один из потоков 57;
58; 59.
12. Из Э 9 выходят П9 и П10, П9 направлен в Э 10. П10 может
быть направлен в каждый из элементов, входящих в любое непу-
стое подмножество элементов из набора: \6; 8; 8.2; 11.2; 14.2;
16; 17; 18\, содержащее не более чем один из элементов 16; 17; 18,
причем П10 может быть направлен в Э 8 только при отсутствии
в наборе Э 6.
13. Максимально возможный список потоков, выходящих из
Э 10, имеет следующий вид: П9; П25; П26; П27; П28; П29; ИЗО.
Поток 9 направлен в Э 11.1. Потоки из набора |{П25 в Э2; П26 вЭ 6;
П26 в Э 8; П 27 в Э 16; П28 в Э 17; П29 в Э 18; ПЗО в Э 19\ могут
выходить из Э 10 в любом непустом сочетании, содержащем не
более чем один из потоков: 27; 28; 29, причем П26 может быть на-
правлен в Э 8 только при отсутствии в наборе Э 6.
14. Из Э 11.1 выходит единственный П9, идущий в Э 12.
15. Из 11.2 может выходить любое непустое подмножество
потоков из максимального набора: Щ52 в Э 10; П53 в Э 16; П54
в Э 17; П55 в Э 18}, содержащее не более чем один из потоков 53;
54; 55.
16. Из Э 12 выходят ПН и П12. Поток 11 направлен в Э 13.
Поток 12 может быть направлен в каждый из элементов, входящих
в любое непустое подмножество элементов из набора: \6; 8; 8.2;
10; 11.2; 14.2; 16; 17; 18\, содержащее не более чем один из эле-
ментов 16; 17; 18, причем П12 может быть направлен в Э 8 только
при отсутствии в наборе Э 6.
17. Максимально возможный список потоков, выходящих из
Э 13, имеет следующий вид: ПП; П14; [П18; П19; П20; П21;
П22; П23; П24. Поток 11 направлен или в Э 14.1 или в Э 24. По-
токи из набора: Щ14 в Э 22.2; Щ8 в Э 2; П19 в Э 6; П19 в Э 8;
П20 в Э 10; П21 в Э 16; П22 в Э 17; П23 в Э 18; П24 в Э 19\ могут
выходить из Э 13 в любом непустом сочетании, содержащем не
более чем один из потоков 21; 22; 23, причем П19 может быть на-
правлен в Э 8 только при отсутствии в наборе Э 6.
18. Максимально возможный список потоков, выходящих из
Э 13.1, имеет следующий вид: ПН; П66; П67; П68; П69; П70; П71;
П72. Поток 11 направлен в Э 15. Потоки из набора {П66 в Э 2;
П 67 в Э б; П68 в Э 16; П69 в Э 17; П70 в Э 18; П71 в Э 19; П72
в Э 13\ могут выходить из Э 13.1 в любом непустом сочетании, со-
держащем не более чем один из потоков 68; 69; 70.
19. Из Э 14.1 выходит единственный ПН, идущий в один и
только один из элементов 13.1; 14.4; 15.
352
20. Из Э 14.2 может выходить любое непустое подмножество
потоков из максимального набора: {П48 в Э 13; П48 в Э 13.1; П49
в Э 16; П50 в Э 17; П51 в Э 18\, причем П48 направляется в Э 13
только при отсутствии Э 13.1.
21. Из Э 14.3 выходит единственный П46, идущий в Э 15.
22. Из Э 14.4 выходит единственный П11, идущий в Э 15.
23. Максимально возможный список потоков, выходящих из
Э 15, имеет следующий вид: П13; П14; П15; П16; П17. Поток 13
может быть направлен в любое непустое подмножество элементов
из набора: {6; 8; 8.2; 10; 11.2; 13; 14.2; 16; 17; 18\, содержащее
не более одного элемента из 16; 17; 18, причем П13 может быть
направлен в Э 8 только при отсутствии в наборе Э 6. Одновременно
с этим каждому возможному варианту распределения П13 соот-
ветствует распределение П14 в любое непустое подмножество
элементов из набора: (6; 8; 10; 13; 19; 20.2; 22.2}, причем П14
может быть направлен в Э 8 только при отсутствии в наборе Э 6.
Если в некотором варианте организации потоков П13 и П14
последние одновременно будут направляться из Э 15 в Э 6 (или Э 8),
то будем считать, что из Э 15 в Э 6 (или в Э 8) направлен сводный
поток 15 [СЗ 1, состоящий из П13 и П14. Аналогично потоки 13 и 14,
идущие из Э 15 в Э 10, образуют П16 [С4 ], а Э 13 — П17 [С5].
24. Из Э 16 выходят П35 и П36. Поток 36 направлен в Э 18.
Поток 35 может быть направлен или в Э 2, или в Э 19.
25. Из Э 17 выходят: ПЗ; П37; П40: Поток 40 направлен в Э 18.
Поток 3 направлен в Э 4 тогда и только тогда, когда ПЗ направлен
из Э 3 в Э 17. Поток 37 может идти в один из элементов 20.1; 20.2
или в любое непустое подмножество элементов из набора: (6; 8;
10; /3}, причем П37 может быть направлен в Э 8 только при от-
сутствии в схеме Э 6.
26. Из Э 18 выходят П41 и П45. Поток 45 направлен в Э 0
схемы. Поток 41 может быть направлен в один из элементов 22,1;
22.2 или в любое непустое подмножество элементов из набора:
}6; 8; 10; 13\, причем П41 может быть направлен в Э 8 только при
отсутствии в схеме Э 6.
27. Из Э 20.1 выходит единственный П37, идущий в Э 21.
28. Из Э 19 выходит единственный П65, идущий в Э 0 схемы.
29. Из Э 20.2 выходят: П14 и П37. Поток 37 направлен в Э 21.
Поток 14 может быть направлен в любое непустое подмножество
элементов из набора: {10; 13; 22.2\.
30. Из Э 21 выходят П38 и П39. Поток 38 направлен в Э 17.
Поток 39 может быть направлен в любое непустое подмножество
элементов из набора: {6; 8; 10; 13\, причем П39 может быть на-
правлен в Э 8 только при отсутствии Э 6.
31. Из Э 22.1 выходит единственный П41, идущий в Э 23.
32. Из Э 22.2 выходят П14 и П41. Поток 41 направлен в Э 23.
Поток 14 может быть направлен в каждый из элементов, входя-
щих в любое непустое подмножество элементов из набора: {10;
13\.
12 Берлин М. А. и др. 353
33. Из Э 23 выходят П42; П43 и П44. Поток 43 направлен в Э О
схемы. Поток 42 идет в Э 18 и в любое возможно пустое, подмно-
жество элементов из набора: {8.2; 11.2; 14.2}. Поток 44 идет в лю-
бое непустое подмножество элементов из набора: {6; 8; 10; 13},
причем П44 может идти в Э 8 только при отсутствии в наборе Э 6.
34. Из Э 24 выходят П46 и П47. Поток 46 направлен в Э 14.3.
Поток 47 может быть направлен в каждый элемент из любого не-
пустого подмножества элементов из набора: {6; 8; 10; 8.2; 11.2;
14.2; 16; 17; 18\, содержащего не более чем один из элементов 16;
17; 18, причем П47 может идти в Э 8 только при отсутствии в ра-
боте Э 6.
Пример синтеза конкретной технологической схемы
В качестве примера на основе обобщенной схемы составим схему
одноступенчатой НТК (рис. IV.39) с получением в качестве целе-
вых продуктов С3+ьысшие, без предварительной деэтанизации,
с внешним источником холода как основного, так и для охлажде-
ния верхнего продукта деэтанизатора.
Для этого прежде всего из общего списка элементов обобщенной
матрицы делаем список элементов конкретной схемы:
Номера элемен-
тов обобщен-
ной схемы 1 2 3 4 5 6 7 8 8.1 8.2 9
Наличие эле-
ментов в кон-
кретной схе-
ме .......... 1 1 1 1 1 0 0 0 0 00
Номера элемен-
тов обобщен-
ной схемы 10 11.1 11.2 12 13 13.1 14.1 14.2 14.3 14.4 15
Наличие эле-
мента в кон-
кретной схе-
ме ......... 00 00 1 0 1 0 0 0 1
Номера элемен-
тов обобщен-
ной схемы 16 17 18 19 20.1 20.2 21 22.1 22.2 23 24
Наличие эле-
мента в кон-
кретной схе-
ме ........ 0 0 1 1 0 0 0 1 0 1 0
На основании этого списка строим матрицу смежности кон-
кретной схемы путем исключения из матрицы смежности обоб-
щенной схемы исключенных аппаратов и потоков, связанных
с ними.
1. П1, П2, ПЗ и П4 не меняются, так как остаются элементы
1, 2, 3, 4, 5.
2. Элементы 6 —12 исключаются, а следовательно, и все свя-
занные с ними потоки, кроме П4, выходящего из элемента 5 и на-
правляемого в следующий элемент реальной схемы 13.
354
Реальная схема одноступенчатой НТК:
/, 4, 15 — сепараторы; 2, 19 — компрессоры; <3 — воздушный холодильник; 5 — блок
осушки; 13 — рекуперативный теплообменник; 14.1, 22.1 — источники внешнего холода;
18 — деэтанизатор; 23 — рефлюксная емкость.
3. Большинство потоков, входящих и выходящих из элемента
13, исключается, вследствие исключения соответствующих эле-
ментов. Остается ПИ, идущий в Э 14.Г, П23, идущий в Э 18, П24
(С12), идущий в Э 19, и выходящие потоки П17 (С5) из Э /5 и П44
из Э 23. Рассмотрим эти потоки подробнее.
а. Сводный поток П23 (СИ) в данном конкретном случае пре-
вращается в простой поток П13. Под таким номером его вставляют
в матрицу.
б. Сводный поток П24 (С12) в нашем реальном случае состоит
из П14 и П44, т. е.:
Поток обобщенной схемы . . П37 П14 П41 П39 П44
Поток конкретной схемы ... О 1 0 0 1
в. П17 изменений не претерпевает, так же как и П44.
4. Из Э 14.1 выходит один ПИ в 15.
5. Из потоков элемента 15
реальными остаются: входящий
поток 11 (без изменения) и выхо-
дящий поток 17 в 13, который
разобран выше.
П13 в конкретной схеме в
этом элементе отсутствует, так
как реально существует П17.
6. В реальной схеме оста-
ются следующие потоки, свя-
занные с элементом 18: П45 и
Рис. IV.40.
Свернутая потоковая матрица смежности
схемы одноступенчатой НТК.
12»
355
П41, идущие соответственно в Э 0 и 22.1. Они изменений не пре-
терпевают.
7. Из Э 22. 1, так же как и на обобщенной схеме, выходит П41
и направляется в Э 23.
8. Из потоков элемента 23 реальными остаются П42 и П44,
идущие соответственно в Э 18 и 13. П41 из Э 22.2 не реален, так как
он исключен из схемы.
Таким образом, построена матрица смежности реальной схемы,
которая изображена на рис. IV.40.
ЛИТЕРАТУРА
1. Халиф А. А. и др. — Газ. пром., 1973, № 8, с. 44—46.
2. Коуль А. Л., Ризенфельд Ф. С. Очистка газа. М., Недра, 1968, 392 с.
3. Халиф А. А. и др. — Газ. пром., 1974, № 2, с. 43—45.
4. Методика расчета числа контактных ступеней абсорбента гликолевой осушки
газа. М., ВНИИЭгазпром, 1976. 32 с.
5. Кемпбел Д. М. Очистка и переработка природных газов. АГ, Недра, 1977.
350 с.
6. Гвоздев Б. П. Осушка природного газа твердыми сорбентами. М., ВНИИЭ-
газпром, 1975. 52 с.
7. Жданова И. В., Халиф А. А. Осушка природных газов. М., Недра. 1975.
158 с.
8. Катц Д. А. и др. Руководство по добыче, транспорту и переработке природ-
ного газа. М., Недра, 1965. 672 с.
9. Wunder J. М. — Oil a. Gas J., 1962, vol. 8, № 6, р. 137.
10. Иодготовка газа к транспорту/Коротаев Ю. И., Гвоздев Б. И., Гриценко А. И.
Саркисян Л. М. М., Недра, 1973. 239 с.
И. Клименко А. П. Разделение природных углеводородных газов. Киев, Тех-
ника, 1964. 378 с.
12. Engineering Data Book, Tulsa, Oklahoma, 1972. 407 p.
13. Скобло А. И. и др. Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефте-
химической промышленности. М., Гостоптехиздат, 1962. 651 с.
14. Халиф А. А. и др. — Газ. пром., 1976, № 1, с. 53—55.
15. Туревский Е. Н. и др. Схемы и методы расчета процесса абсорбции. М.,
ВНИИЭгазпром, 1969. 52 с.
16. Александров И. А. Ректификационные и абсорбционные аппараты. М., Хи-
мия, 1971. 296 с.
17. Ставников В. Н. Ректификационные аппараты. М., Машиностроение, 1965.
18. Адельсон С. Б. Процессы нефтепереработки и нефтехимии. М., Химия, 1963.
309 с.
19. Берлин М. А., Фридт А. И., Константинов А. Н. — Нефт. хоз-во, 1974,
№ 5, с. 52—54.
20. Константинов Е. Н. и др. — Нефтепромысл. дело, 1976, № 10, с. 39—40.
21. Берлин М. А. и др. — Труды ВНИПИгазпереработки, 1978, вып. 4, с. 59—68.
22. Берлин М. А., Константинов Е. Н., Кудинова О. М., Фридт А. И. —
Труды ВНИПИгазпереработки, 1974, вып. 2, с. 56—62.
23. Кроу К. и др. Математическое моделирование химических производств. М.,
Мир, 1973, 391 с,
24. Островский Г. М., Волин Ю. М. Моделирование сложных химико-техноло-
гических систем. М., Химия, 1975. 311 с.
25. Кафаров В. В., Дорохов И. Н. Системный анализ процессов химической тех-
нологии. Основы стратегии. М., Наука, 1976. 499 с.
356
Раздел V
Аппаратурное оформление ГПЗ
Глава 1
РАЗДЕЛИТЕЛЬНАЯ АППАРАТУРА
В ПРОЦЕССАХ ПЕРЕРАБОТКИ ГАЗА
Гидромеханические процессы разделения неоднородных смесей
и соответствующую аппаратуру широко применяют в газоперера-
ботке для очистки газа на входе в газоперерабатывающий завод от
механических примесей и капельной жидкости; для отделения от
газа сконденсировавшейся жидкости и масла, унесенного после
компрессоров; для окончательного отделения адсорбента от газа
на выходе из абсорбционных колонн; для отделения конденсата
от газа после холодильных установок; для разделения водяного
пара и гликоля в блоках регенерации гликолей и др.
В газопереработке используют главным образом изотермиче-
ское разделение смесей газ—жидкость, газ—твердое тело, где
носителем (сплошной средой) является газ, а дисперсной средой —
жидкость или твердая взвесь. В этих случаях носитель легче дис-
персной среды.
Разделительную аппаратуру ГПЗ можно разделить на три
класса: 1) входные сепараторы, устанавливаемые на входе ГПЗ
перед компрессорами и предназначенные для очистки газа от меха-
нических примесей и капельной жидкости; 2) промежуточные се-
параторы, устанавливаемые на технологических линиях ГПЗ для
отделения капельной жидкости, после чего газ поступает на даль-
нейшую переработку; 3) основные технологические (концевые)
сепараторы для конечной стадии отделения жидкости (целевых
углеводородов, гликолей и др.) из газожидкостного потока после
охлаждения его до низких температур в схемах НТК щли
НТА.
Для входных сепараторов характерны низкие рабочие давле-
ния, порядка 0,1—0,3 МПа. Поэтому к ним предъявляют жесткие
требования по величине гидравлического сопротивления. Осталь-
ные сепараторы работают при достаточно высоких давлениях, по-
рядка 3—4 МПа.
По эффективности наиболее высокие требования предъявляют
к входным сепараторам, к маслоотделителям в схемах с адсорб-
ционной осушкой газа и к трехфазным сепараторам, где требуется
обеспечить низкий унос дорогостоящего гликоля.
357
ОСНОВНЫЕ ХАРАКТЕРИСТИКИ РАЗДЕЛИТЕЛЬНОЙ
АППАРАТУРЫ
Выбор разделительной аппаратуры для тех или иных целей опре-
деляется следующими основными показателями [11: эффектив-
ностью разделения смесей; габаритно-массовым показателем;
гидравлическим сопротивлением.
Эффективность разделения определяют коэффициентом сепа-
рации л (в %) или кратностью разделения kp и долей уноса тяже-
лой фазы через сепаратор е (в %) [21.
Коэффициент сепарации находят из выражения
= бтн — бтк . 1Q2 = «н — «к. ]02 ,у ].
GTH ан
где GTK, GTH — конечный и начальный расход тяжелой фазы на выходе и входе
сепаратора соответственно, кг/с; ак, ан — конечное и начальное содержание тя-
желой фазы в легкой, г/кг
«к = Ю3 (V.2)
'J Л
он=-^-Ю3 (V.3)
U.1
где G-, — расход легкой фазы через сепаратор, кг/с.
Кратность разделения рассчитывают по уравнению
Долю уноса тяжелой фазы через сепаратор можно определить
по формуле
е = . юз = . юз (V.5)
(/ТН
Степень сепарации иногда делят на четкую (ак = 0,2% =
= 2 г/кг), среднюю (ак = 0,5% = 5 г/кг) и грубую (ак > 1 % =
= 10 г/кг). Такое разделение по эффективности приемлемо для
большинства, но не для всех классов сепараторов. В частности, при
очистке от механических примесей остаточное содержание их
в газе должно составлять около 0,5—2 мг/кг, т. е. степень сепара-
ции должна быть сверхчеткой.
В настоящее время на ГПЗ применяют гравитационные, жалю-
зийные, инерционные, сетчатые и центробежные сепараторы.
Кратность разделения гравитационных и инерционных аппаратов
kp = 20—40, для жалюзийных, сетчатых и центробежных сепа-
раторов kp достигает 50—100 [3].
Следующей по важности является габаритно-массовая харак-
теристика. Массовая характеристика отдельного аппарата может
определяться коэффициентом массы [1 1
^=4^ (V.6)
Чет
358
Где kM — коэффициент массы аппарата, кг/м3 ♦; Л4ап — масса аппарата, кг; 4>ст —
приведенный к стандартным термодинамическим условиям (давление Рст =
= 101,3 кПа, температура Тст = 293 К) объемный расход газа, м3/с.
Массовая характеристика гравитационных и инерционных ап-
паратов составляет kM = 1,0—1,5 т/м3; у более современных сет-
чатых, центробежных и"других kM = 0,1—0,5 т/м3.
Габаритная характеристика определяется теоретической дли-
тельностью пребывания газа в аппарате в с
_ van ___
Qr Qct^ctT’z
(V.7)
где тг — длительность пребывания газа в аппарате, с; йап — объем аппарата,
м3; Ост — объемный расход газа через аппарат при рабочих условиях, м3/с; Р —
рабочее давление в аппарате, МПа; Т — рабочая температура, К; г — коэффи-
циент сжимаемости газа.
Габаритная характеристика аппаратов старых конструкций
гравитационного типа тг = 3—5 с, новых — тг = 0,5—1,5 с.
Немаловажное значение имеет гидравлическое сопротивление
сепаратора, определяемое по формуле
ЬР =
2
(V.8)
где ДР — потери давления в аппарате, Па; & — коэффициент гидравлического
сопротивления; рг — плотность газа при рабочих условиях, кг/м3; 1Гг — сред-
няя по сечению аппарата скорость газа, м/с.
Коэффициент сопротивления £ колеблется от 0,4 до 40,0 и
более [31 (последняя цифра относится к малоскоростным аппа-
ратам — гравитационным, жалюзийным).
Скорости газового потока в гравитационных аппаратах Ц7Г =?
= 0,05—0,20 м/с, что обеспечивает сепарацию взвешенных частиц
размером не менее. 20—60 мкм [4]. В инерционных и сетчатых
аппаратах средняя скорость 1Гг = 0,8—1,5 м/с [5], в жалюзийных
Wr = 1—3 м/с [6J- В центробежных аппаратах скорости дости-
гают значительно больших величин. Их эффективность доста-
точно высока — до И7Г = 5—30 м/с.
Учитывая указанные выше требования, характеристики и осо-
бенности эксплуатации разных типов сепараторов, можно прийти
к выводу, что конкретная конструкция сепаратора должна быть
выбрана в результате комплексной оценки соответствия характе-
ристик аппарата (эффективности, массы габаритов, гидравличе-
ского сопротивления) требованиям, которые предъявляются к ним
в зависимости от места в технологической схеме ГПЗ и от условий
эксплуатации.
* Здесь и далее в стандартных условиях.
359
РЕКОМЕНДАЦИИ ПО ВЫБОРУ АППАРАТОВ
ДЛЯ ОЧИСТКИ ГАЗА ОТ МЕХАНИЧЕСКИХ ПРИМЕСЕЙ
Нефтяной газ, поступающий на ГПЗ, обычно содержит различ-
ные примеси в виде жидкости и пыли. Если ранее на входе в ГПЗ
предусматривалась очистка газа только от капельной жидкости,
то в новых схемах газ очищается от капельной жидкости и от
механических примесей, что обусловлено широким внедрением на
новых ГПЗ центробежных компрессоров и новых видов тепло-
обменного оборудования, требующих тщательной очистки газо-
вых потоков. В связи с этим в схемах ГПЗ все шире внедряются
различные фильтрующие устройства.
Для очистки нефтяного газа целесообразно использовать опыт
очистки в других отраслях низконапорных горючих газов. С этой
целью можно рекомендовать в основном аппараты следующих
типов: а) сухой очистки — циклонные сепараторы; б) мокрой
очистки — ударно-инерционные сепараторы; в) фильтры.
К аппаратам очистки газа от механических примесей можно
предъявлять требования по суммарной и по фракционной степени
очистки, т. е. по степени очистки газа от твердых примесей раз-
ных фракций (размеров). Общий коэффициент сепарации газа т],
определяемый по формуле (V. 1), может быть найден из выраже-
ния
П
Лфр1афрнI
(Хн
(V.9)
где индексом «фр i» обозначена принадлежность к i-й фракции
при общем разделении механических примесей на п фракций.
Фракционный коэффициент сепарации определяют аналогично об-
щему коэффициенту
афр Hi афр
афр Hi
Цфр t —
(V.10)
Основной параметр при выборе аппаратов для очистки газа —
фракционный состав механических примесей, а также физико-
химические свойства твердых частиц. Чем меньше средний диа-
метр механических примесей и чем выше требуемая степень
очистки, тем больше затраты на эксплуатацию установки очистки.
Немаловажное значение имеет при этом допустимая величина по-
терь давления в аппарате, поскольку с их уменьшением возрастают
габариты аппарата.
Для выбора аппарата очистки газа от механических примесей
необходимо располагать следующими исходными данными: объ-
емным расходом очищаемого газа, приведенным к стандартным
условиям, QC1, м3/с; рабочим давлением в аппарате Р, МПа; ра-
бочей температурой Т, К; плотностью газа при стандартных усло-
виях ргст, кг/м3; плотностью частиц механических примесей
рт, кг/м3; динамической вязкостью газа при рабочей температуре
360
рг, Н с/м2; запыленностью газа, поступающего на очистку, ан,
мг/кг; дисперсным составом механических примесей по фракциям,
% масс.; требуемой эффективностью очистки газа т], %; предельной
величиной потерь давления в аппарате APj, кПа.
Ниже приведены некоторые рекомендации по выбору конкрет-
ных аппаратов. Наиболее просты и дешевы аппараты сухой
очистки. Для использования на ГПЗ можно рекомендовать ци-
клонные аппараты, которые широко применяют для пылеочистки
в разных отраслях промышленности. Несмотря на большое число
типов циклонов [7, 8, 9], все они работают по одному принципу
и мало отличаются по эффективности. В циклонах за счет вра-
щательно-поступательного движения под действием центробежной
силы механические примеси осаждаются на стенку и затем ссы-
паются в бункер. Газ частично попадает в бункер и, освободив-
шись от пыли, возвращается в циклон, где присоединяется
к остальной части газа и затем выходит через патрубок вывода
очищенного газа.
На рис. V. 1 представлена конструкция группового циклона
НИИОгаз [7], который можно использовать на ГПЗ. Эффектив-
ность циклонов г] колеблется от 60 до 90% [8]. Коэффициент гид-
равлического сопротивления изменяется в очень больших преде-
лах. Пропускная способность определяется габаритами аппарата.
Диаметр аппарата рассчитывают по средней скорости, которая
выдерживается в интервале 2—5 м/с.
Фракционную и общую эффективность для каждой конкретной
конструкции находят по эмпирическим характеристикам аппара-
тов [7, 8].
Мокрые газоочистительные аппараты обладают более высокой
эффективностью, чем сухие, благодаря промывке газопылевого
потока, смачиванию и коагуляции улавливаемых частиц. В ка-
честве орошающей жидкости при очистке газа в условиях ГПЗ
целесообразно использовать стабильный конденсат или бензин,
получаемые на заводе. В этом случае орошающая жидкость не
ухудшает технологический процесс и его эффективность.
Поток перед отделением механических примесей часто сма-
чивают в орошаемых газопроводах, где устанавливают форсунки
для создания на пути потока жидкостных завес. Расход жидкости
при этом рекомендуют [7 ] до 0,3 л/м3 газа. При пропускной спо-
собности газопровода 1 млрд, м3 в год и рабочем давлении 0,2 МПа
расход жидкости на орошение до 15 м3/ч.
Из мокрых газоочистных аппаратов на ГПЗ в настоящее время
начинают применять аппараты ударно-инерционного действия
(рис. V.2). Аппарат представляет собой емкость, заполненную
в нижней части жидкостью. Через входной газопровод 1 посту-
пает газ с механическими примесями. Газ ударяется о поверх-
ность жидкости, разворачивается на 180°, частицы осаждаются
на поверхности жидкости, а очищенный газ направляется к вы-
ходному патрубку 2. Через трубку 3 в аппарат подают очищен-
361
Газы
I
Мокрый ударно-инерционный пыле-
уловитель:
] — входной газопровод; 2 — выходной
патрубок; 3 — трубка для подачи очи-
щенной жидкости; 4 — трубка для
выхода жидкости.
Рис. V.l.
Групповой циклон из восьми элементов (вариант ступенчатой компоновки):
1 — входной патрубок; 2 — циклонные элементы; 3 — бункер; 4 — патрубок для вы-
хода газа.
ную жидкость, через трубку 4 — выводят жидкость с механиче-
скими примесями. Такие аппараты позволяют очищать газ от ме-
ханических примесей размером более 20 мкм. С целью выделения
из газа механических примесей размером менее 20 мкм его про-
мывают в газопроводе перед аппаратом путем впрыска жидкости
(например, с помощью форсунки). В таком случае на выходе из
аппарата необходимо устанавливать каплеотбойник.
Размеры такого аппарата выбирают из расчета скорости газа
в газопроводе 1 10—20 м/с и скорости газа в аппарате при подъ-
еме к патрубку 2 0,2—0,4 м/с. Потери давления в аппарате состав-
ляют до 1 кПа.
Очистку нефтяного газа в фильтрах на отечественных ГПЗ
начинают внедрять только в последнее время. Очистка от меха-
нических примесей в фильтрах приводит к их забиванию и не-
обходимости регенерации. Поэтому перед фильтрами нужно уста-
навливать аппараты более грубой очистки.
Фильтрация происходит за счет инерционных сил, эффекта
зацепления и броуновской диффузии [7, 10]. Обычно преобладает
362
один из механизмов осаждения в зависимости от скорости фильтра-
ции, размеров частиц и фильтрующих волокон. Инерционный ме-
ханизм преобладает при достаточно больших скоростях фильтра-
ции и размерах частиц, эффект зацепления — при значительных
соотношениях размеров частиц и пористости фильтрующего ма->
териала. Броуновская диффузия является преобладающим меха-
низмом при малых скоростях и размерах частиц (до 0,5 мкм).
Для очистки нефтяного газа могут быть рекомендованы волок-
нистые фильтры из бумаги и разных полимеров. Волокнистые
фильтры могут быть грубо- и тонковолокнистыми.
Для газопереработки можно рекомендовать грубоволокнистые
фильтры. Они работают при скорости фильтрования 0,05—1 м/с
в значительной степени на инерционном режиме. Набивка из гру-
бого лавсана или какого-либо другого материала обеспечивает
улавливание частиц крупнее 1 мкм. Толщина волокна нити — от
5 до 25 мкм.
ГАЗОЖИДКОСТНЫЕ СЕПАРАТОРЫ
Газожидкостные сепараторы, применяемые в газопереработке, де-
лят по принципу их действия на следующие основные типы: гра-
витационные; инерционные; жалюзийные; центробежные; сет-
чатые; фильтры-сепараторы.
Гравитационные аппараты наиболее просты по конструкции и
наиболее металлоемки и крупногабаритны. На современных газо-
перерабатывающих заводах гравитационные аппараты как тако-
вые не используют; они находят применение в качестве части
комбинированных сепараторов, например гравитационно-сетча-
того типа.
Инерционные и жалюзийные сепараторы более эффективны
и компактны, чем гравитационные. Но и они уступают по этим
характеристикам центробежным и сетчатым аппаратам.
На рис. V.3 и V.4 показаны инерционный и жалюзийный сепа-
раторы, широко применяемые на газоперерабатывающих заводах.
Кроме того, используют центробежные сепараторы; в частности,
при подготовке природного газа к транспортированию исполь-
зуют циклонные аппараты. Недостаток циклонов — сложность
происходящих в них гидродинамических процессов, неустойчи-
вость процессов с изменением расхода очищаемого газа и, как
следствие, узкий диапазон эффективной работы сепаратора. Этот
недостаток в значительной степени устранен в прямоточных цен-
тробежных сепараторах с регулируемой пропускной способностью
(рис. V.5 [2]), где поток закручивается в завихрителе, например
лопаточного типа (розетке).
В последнее время в новых схемах ГПЗ для отделения капель-
ной жидкости чаще всего применяют сетчатые и гравитационно-
сетчатые аппараты конструкции ЦКБН (рис. V.6). Еще более эф-
фективны для очистки газовых потоков от капельной жидкости
363
Рис. V.3.
Инерционный отбойный сепаратор:
/ — входной патрубок; 2 — инер-
ционный отбойник; 3 — патрубок
для выхода газа; 4 — патрубок для
вывода жидкости.
Рис. V.4.
Жалюзийный сепаратор:
1 — входной патрубок; 2 — жалю-
зийный отбойник (вертикальный);
3 — патрубок для выхода газа; 4 —
патрубок для вывода жидкости.
Рис. V.5.
Прямоточный центробежный сепаратор:
1 — входной патрубок; 2 — регулируемый завихритель; 3 — патрубок для выхода газа;
4 — сборная емкость.
Рис. V.6.
Сетчатый сепаратор:
/ — входной патрубок; 2 — сетчатый отбойник; 3 — патрубок для выхода газа; 4
патрубок для вывода жидкости.
4
Рис. V.7.
Фильтрационно-сетчатый сепаратор:
/ — входной патрубок; 2 — гравитационная секция; 3 —
фильтрующая ступень; 4 — сетчатый отбойник; 5 — патру-
бок для выхода газа; 6 — патрубок для ввода жидкости.
фильтры-сепараторы различных типов со все-
возможными фильтрующими материалами.
Как правило, фильтры применяют в двух или
многоступенчатых сепарационных устройст-
вах. При этом фильтры можно использовать
на первой и последующих ступенях очистки.
В волокнистых фильтрующих материалах
происходит диффузионная или инерционная
коалесценция капельной жидкости. Фильтры
такого типа используют обычно после отделе-
ния пленочной и крупнодисперсной жидко-
сти — на второй ступени очистки для от-
деления тонкодисперсной туманообразной жидкости. После
этого укрупненные капли, образовавшиеся в фильтре, отделяют
в сепарационных устройствах перечисленных выше конструкций.
На рис. V.7 представлен трехступенчатый фильтрационно-сетча-
тый сепаратор, где пленочная жидкость отделяется после вход-
ного патрубка 1 в гравитационной секции 2 (первая ступень).
На второй фильтрующей ступени происходит коалесценция мелко-
дисперсной жидкости, которая сепарируется от газового потока
в третьей ступени — сетчатом отбойнике, установленном выше.
Исходными параметрами при расчете газожидкостных сепараторов
обычно являются: объемный расход газа, приведенный к стандарт-
ным условиям, через аппарат QCT, м3/с; рабочее давление в аппа-
рате Р, МПа; плотность газа, ргст, кг/м3; плотность жидкости
рж, кг/м3; коэффициент поверхностного натяжения жидкости <тж;
рабочая температура, Т, °C.
Для каждого типа аппарата определяют следующие параметры
Сг — средняя по сечению аппарата скорость газа, м/с; £—коэффициент гид-
равлического сопротивления; [ан]—допустимое предельное значение началь-
ного массового содержания жидкости в газе, г/кг.
По известному расходу газа рассчитывают проходное сечение
сепарационной насадки
__ z
(V.11)
В зависимости от возможных колебаний скорости газа опреде-
ляют по формуле (V. 11) диапазон пропускных способностей аппа-
рата при выбранной площади проходного сечения. Остальные гео-
метрические параметры сепаратора определяют в процессе кон-
365
струирования. В зависимости от объема и массы аппарата, полу-
ченным в результате конструкторских проработок, по (V.6) и
(V.7) определяют габаритную и массовую характеристики. Зная
коэффициент гидравлического сопротивления сепарационного уст-
ройства выбранного типа, по (V.8) находят потери давления в ап-
парате. Эффективность сепаратора любого типа определяется эф-
фективностью процесса осаждения тяжелой фазы, величиной вто-
ричного уноса осевшей жидкости и полнотой ее вывода из аппа-
рата. Первостепенную роль играют первые два процесса, которые
зачастую трудно разделить. Оцениваются они большей частью по
эмпирическим данным, в связи с чем большинство расчетных за-
висимостей для сепараторов имеет эмпирический или полуэмпи-
рический вид.
Ниже приведены полуэмпирические зависимости для расчета
гравитационного осаждения и сепарационных элементов разного
типа.
Расчет гравитационного осаждения
Зоны гравитационного осаждения в комбинированных сепара-
торах или отдельные гравитационные сепараторы могут быть
в вертикальном или горизонтальном исполнении. В вертикальном
аппарате (зоне) поток движется снизу вверх, тяжелая фаза осе-
дает по направлению, противоположному потоку газа. В горизон-
тальном аппарате газ движется горизонтально, а тяжелая фаза —
сверху вниз, перпендикулярно потоку.
Перемещение тяжелой фазы относительно вязкой среды сопро-
вождается возникновением сил вязкостного сопротивления и за-
медлением процесса седиментации. После входа в аппарат газа
движение постепенно переходит от неравномерного к равномер-
ному. Длительность этого перехода называется временем релак-
сации. Для обеспечения перехода от неравномерного движения
к равномерному в гравитационных сепараторах (и ступенях сепа-
рации) предусматривают зону выравнивания потока. По данным
Гипрокаучука, в вертикальных аппаратах высота этой зоны ре-
комендуется не менее На = 0,6 м, в горизонтальных — длина зоны
осаждения принимается не менее Lo = 3 м.
Допустимую скорость газа определяют по формуле
1Гкр = А у рж~р?- (V.12)
где 1ГКр — допустимая линейная скорость газа в поперечном сечении сепаратора,
м/с; А — коэффициент, зависящий от конечного массового содержания жидкости
в газе ак.
Значения коэффициентов А приведены в табл. V.I.
Значения ак приведены по данным Гипрокаучука для верти-
кального сепаратора и системы воздух—вода при атмосферном
366
Таблица V.l. Значения коэффициентов А в зависимости
от конечного массового содержания жидкости в газе
Степень сепарации Вертикальный сепаратор Яо > 0.6 м Горизонтальный сепаратор, Lo> 3 м ак, г/кг
Четкая 0,030 0,075 2
Средняя 0,047 0,117 5
Грубая 0,061 0,150 10
давлении. Для других условий конечное массовое содержание
жидкости в газе может быть оценено по формуле Стермана
(2 \ 1,1
ДжРгД Г2,76 (V. 13)
Щк )
где v,K — кинематическая вязкость жидкости, м2/с; <тж — поверхностное натяже-
ние жидкости, Н/м; W — средняя скорость газа в сепараторе, м/с;
р — плотность газа, кг/м3.
Для равномерного распределения скоростей газа по сечению
вертикального аппарата в пределах сепарационной зоны необ-
ходимо, чтобы расстояние между штуцерами входа и выхода газа
превышало высоту сепарационного пространства на величину ра-
диуса корпуса аппарата.
В горизонтальных сепараторах при длине сепарационного про-
странства Lo более 3 м степень сепарации несколько возрастает.
Можно также повысить допустимые скорости при той же степени
сепарации, если Lo больше 3 м. Новое значение скорости И7кр на-
ходят с помощью поправочного коэффициента
(V.H)
где а0 — поправочный коэффициент (множитель) к формуле (V. 12); Lo —факти-
ческое расстояние между штуцерами для входа и выхода газа в горизонтальном
сепараторе, м.
Применение гравитационных (объемных) сепараторов с Нп ме-
нее 0,6 м и Lo менее 3 м не рекомендуется, так как в этих случаях
степень сепарации резко ухудшается и допустимые скорости
должны быть значительно уменьшены. Проходное сечение грави-
тационного сепаратора рассчитывают по формуле (V. 11) при усло-
вии Wr < Ц7кр.
В вертикальных сепараторах скорости газа выбирают мень-
шими, чем в горизонтальных. Однако практика эксплуатации гра-
витационных сепараторов в промысловых условиях показывает,
что при скоростях ниже Wr = 0,1 м/с и давлении 6 МПа эффек-
тивность не возрастает [11, 12].
367
Зависимость минимальной скорости газа от давления опре-
деляется выражением
= (V. 15)
где с одним штрихом даны'параметры газового потока при давле-
нии 6 МПа, с двумя штрихами — при другом давлении.
Расчет, жалюзийных насадок.
Жалюзийные насадки представляют собой пакет криволинейных
листов, уложенных на некотором расстоянии друг от друга и
образующих криволинейные каналы. Двухфазный поток про-
ходит через криволинейные каналы, где за счет инерционных сил
осаждается тяжелая фаза. Эффективность сепарации в значитель-
ной степени зависит от равномерности укладки жалюзи в пакете.
Частица тяжелой фазы (капля) за счет центробежной силы пере-
мещается из точки а в точку b (рис. V.8), откуда стекает в сборник
жидкости и затем выводится из аппарата. Допустимую скорость
газа в сепараторе с жалюзийной насадкой можно рассчитать по
формуле, предложенной Гипрокаучуком
И'кр = в<р
О» (Рж ~ Рг)
0,25
(V.16)
где IV'kp — допустимая скорость газа в поперечном сечении отбойной насадки,
м/с; В — постоянный коэффициент; <р — относительная площадь живого сече-
ния насадки, м2/м2; рг — плотность газа при рабочих условиях, кг/м3.
Значения коэффициента В в формуле (V.16) принимаются в за-
висимости от типа и расположения насадки. Для горизонтального
расположения отбойной насадки, когда осевшая жидкость сте-
кает навстречу набегающему потоку (при ан < 300 г/кг) В =
= 0,10. Для вертикального расположения пакета отбойной на-
садки, когда осевшая жидкость стекает перпендикулярно набе-
гающему потоку (также при ак < 300 г/кг), В = 0,13—0,19.
При этом конечное массовое содержание жидкости в газе состав-
ляет 1 г/кг. Толщину слоя насадки рекомендуется ’’принимать
в пределах 100—300 мм.
Живое сечение жалюзийной насадки, выполненной из пакета
волнообразных листов, определяется выражением
<Р = -Ц^- (V. 17)
где t — расстояние между листами, мм; 8 — толщина листа, мм.
Рис. V.8.
Схема типового межжалюзийного канала.
368
Рис. V.9.
Зависимость производительности Q' газосепара-
торов жалюзийных от диаметра и давления.
Для D — 800 мм: / Qmin- ^тах; Для
D = 1000 мм: 2 — Qmjn‘- 2' — Qrnax- Длй D =
= 1200мм: 3 Qтiп• $ Q т а х; Для D —
= 1400 мм: 4 — Qmin; * ~ Ртах- Для D =
= 1600 мм: 5 Qrnin- $ Ртах-
Например, для жалюзийных паке-
тов ЦКБН [2] (6 = 1 мм, t = 10 мм) —
<р = 0,9.
Для более равномерного распре-
деления газа в сечении отбойной на-
садки рекомендуется располагать
плоскость отбойного пакета на рас-
стоянии, равном не менее половины
максимальной ширины отбойного па-
кета от входного и выходного штуце-
ров.
Ориентировочно диаметр и про-
пускная способность вертикальных
жалюзийных сепараторов с вертикальной жалюзийной насад-
кой могут быть определены по графикам [2 ] для стандартных се-
параторов конструкции ЦКБН. Графики рис. V.9 построены для
следующих условий: относительная плотность газа по воздуху
Аг = 0,65, температура Т'г = 293 °C, коэффициент поверхност-
ного натяжения жидкости о>к =20- 10“5 Н/м, плотность жидкости
Рж = 780 кг/м3. Для определения пропускной способности сепа-
раторов при других параметрах рг, рж, Т и ож полученное из
рис. V.9 значение Qr необходимо умножить на поправочный коэф-
фициент
(V.18)
где с двумя штрихами — параметры газа и жидкости при новых условиях.
Расчет, центробежных элементов
Для центробежного осаждения тяжелой фазы характерно сильное
влияние следующих факторов: неравномерность распределения
поля скоростей несущей фазы (газа) по сечению, зависимость тра-
екторий частиц тяжелой фазы от их дисперсности и плотности,
влияние вторичного уноса осажденной дисперсной фазы и влия-
ние турбулентных пульсаций на-процесс осаждения и вторичного
369
Даб/wit, МПа
Рис. V.10.
Зависимость пропускной способности центробежных сепараторов типа ЦРС (ЦКБН)
от рабочего давления Р и диаметра D центробежного элемента.
уноса. Кроме того, на эффективность центробежных сепараторов
влияют конструктивные параметры узла отвода жидкости.
Несмотря на большое число работ по исследованию центробеж-
ной сепарации, до настоящего времени не создана общая методика
расчета всех перечисленных выше процессов, поскольку каждый
из них в отдельности, а тем более все вместе весьма трудно
поддаются изучению.
Для каждого типа центробежного сепаратора эксперимен-
тальным путем определяют его эффективность и пропускную спо-
собность. В частности, на рис. V.10 приведены зависимости макси-
мальной пропускной способности газожидкостных центробежных
сепараторов конструкции ЦКБН от рабочего давления и диаметра
центробежного элемента [2]. Эффективность данного аппарата
в диапазоне параметров, приведенных на рис. V.10, составляет
Л',. • 50.
Пропускная способность центробежных сепараторов приведена
при температуре Т'г = 293 К, относительной плотности газа по воз-
духу Др = 0,65 и скорости выхода газа из завихрителя Wr =
= 10 м/с. Пропускная способность может быть увеличена в 2 раза
за счет соответствующего увеличения скорости выхода газа из
завихрителя до W'r = 20 м/с. При других параметрах газа про-
пускная способность корректируется по упрощенной фор-
муле (V. 18)
(VJ9)
Расчет, сетчатых насадок
В отечественной и зарубежной практике для очистки газов от
капельной жидкости широко применяют сетчатые насадки. На-
садки выполняют из разных материалов [2, 13, 14, 15] — метал-
лических и синтетических — с разными плетениями проволочных
370
рукавов и размерами петель. Сетчатые насадки в нашей стране
изучал ряд исследователей [16, 17]. В газопереработке наиболее
распространены сепараторы конструкции ЦКБН, основные ре-
зультаты исследований которых описаны в работах [14, 18].
Обычно сетчатая насадка (мат) выполняется из вязаных ру-
кавных сеток, уложенных друг на друга или свернутых в круглый
моток. Число слоев сеток в мате 50—70, диаметр проволоки сетки
0,1—0,5 мм, толщина матов (высота насадки) 70—300 мм, удель-
ная поверхность (отношение поверхности проволоки к занимае-
мому матом объему) 120—1900 м2/м3, свободный межпроволочный
объем 91—99%, масса насадки на единицу объема 50—530 кг/м3.
Площадь сетчатой насадки определяется выражением (V.11),
где скорость газа ограничивается верхним и нижним значениями
скорости
Гг = (0,45 — 1,0) WKp (V.20)
где 1ГКр — критическая скорость сепарации в сетчатом отбойнике, м/с.
В соответствии с зарубежными источниками [13, 15, 19, 20,
21, 22], критическая скорость набегания определяется формулой
Саудерса—Брауна
WкР = с1/ рж ~-Р-г (V.21)
Г Рж
где С = 0,107 — коэффициент, применяемый для большинства сетчатых наса-
док горизонтального типа; С = 0,14 — коэффициент для сетчатых насадок вер-
тикального типа.
Для сетчатых насадок конструкции ЦКБН получена зависи-
мость [14] в известном в литературе [22] виде
_ k |''й'2Цж (Рж —- Рг) (V 22)
где k = 0,6 — коэффициент, характеризующий наступление кризисного ре-
жима сепарации, для горизонтальной насадки [14]; k= 0,93 — коэффициент,
характеризующий наступление кризисного режима сепарации для вертикальной
насадки [18]; g= 9,81 м/с2 — ускорение свободного падения.
При тонкодисперсном газожидкостном потоке для обеспечения
более тонкой сепарации целесообразно над первым матом на рас-
стоянии не менее 150—200 мм устанавливать второй мат [13].
Второй мат должен работать при более низкой скорости, т. е.
его площадь должна быть больше, чем у первого мата.
Сетчатые маты обеспечивают сепарацию частиц жидкости диа-
метром более 5 мкм, а при двухслойном расположении — и от бо-
лее мелких частиц. Для смеси углеводородный газ — конденсат
конечное объемное содержание дисперсной фазы (жидкости) в газе
может быть снижено до 0,15 см3/м3, а доля уноса жидкости через
сепаратор с горизонтальной насадкой—до е= 1% [2, 16],
с вертикальным — до е = 2% [18].
371
Расчет фильтр-элементов
Фильтрационный процесс зависит от удельного расхода газа (ско-
рости фильтрации). Обычно фильтрующие элементы используют
при достаточно малых скоростях фильтрации (диффузионный ре-
жим), когда перепад давления на них не превышает ДР = 40 кПа.
В этом случае удельный расход газа в пористой среде определяется
законом Дарси [23]
<7 = 10,2-^.^ (V.23)
ЦП '
где q— удельный расход газа, м3/(м2-с); kn — коэффициент проницаемости
фильтрующего материала, м; ДР — перепад давления на фильтре, кПа; ц — коэф-
фициент динамической вязкости, Н-с/м2; h — толщина фильтрующего слоя, м.
Площадь фильтрующей поверхности определяют по формуле
Рф = -~ <V-24>
По данным УкрНИИГаз [23], фильтры-сепараторы работают
эффективно до удельного расхода q = 0,6 м3/(м2-с).
Известны волокнистые фильтры [24], принцип работы которых
сходен с принципом работы сетчатых отбойников. Диаметр воло-
кон в них 5—30 мкм, плотность укладки 80—320 кг/м3. На
рис. V.11 представлен испытанный фирмой Монсанте Кемикл
фильтр — элемент Бринка, на рис. V.12 — показана эффектив-
ность и гидравлическое сопротивление фильтров трех типов: /,
Рис. V.11.
Цилиндрический элемент туманоуловителей Бринка.
Рис. V.12.
Зависимость эффективности очистки т] и гидравлического сопротивления ДР от скорости
фильтрации для фильтрующих элементов Бринка трех типов.
372
2,3 — с волокнами толщиной соответственно 5—15; 8—20; 15—
30 мкм и плотностью упаковки соответственно 93—320; 80—160 и
80—160 кг/м3.
Диаметр волокон и плотность упаковки существенно влияют
на характеристики фильтра, что следует отнести к его основ-
ным недостаткам. Кроме того, для получения высокого качества
фильтрации при диффузионном режиме работы на малых скоро-
стях необходимо значительно увеличить поверхности фильтра-
ции, а следовательно, и габариты аппаратов.
При диффузионном режиме работы концентрации жидкости
в потоке ограничена величиной до 1 г/м3. С повышением скорости
фильтрации габариты волокнистых фильтров можно существенно
уменьшить, а нагрузку по жидкости увеличить. При этом меха-
низм осаждения частиц становится в основном инерционным,
а эффективность осаждения вновь возрастает с увеличением ско-
рости фильтрации.
Глава z
КОМПРЕССОРЫ ДЛЯ НЕФТЯНОГО ГАЗА
КРАТКАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА
В настоящее время на ГПЗ наиболее распространены поршневые
и центробежные компрессоры. В последнее время и на зарубеж-
ных, и на отечественных заводах все чаще используют центробеж-
ные машины, однако и у поршневых, и у центробежных машин
есть свои недостатки и достоинства. Основные достоинства поршне-
вых машин, и особенно газомоторных компрессоров, — низкие
эксплуатационные расходы, больший К- П. Д., меньшая зависи-
мость устойчивой работы от колебания производительности и плот-
ности компримируемого газа. Основные недостатки поршневых
машин — наличие больших возвратно-поступательно движущихся
масс, значительные габариты и вес, пульсация скомпримирован-
ного потока, ускоренный износ деталей и, как следствие, меньшая
надежность и большие затраты на ремонт.
Центробежные машины полностью лишены указанных недо-
статков, но их нормальная работа в значительной степени зависит
от колебания производительности и плотности перерабатываемого
газа. Поэтому диапазон устойчивой работы центробежных машин
определяется видом привода — при применении в качестве при-
вода электродвигателя колебание плотности сжимаемого газа
должно быть незначительно.
Если в качестве привода турбокомпрессора применяют газо-
вую турбину, область использования центробежной машины по
плотности газа расширяется. Однако К- П. Д. газовой турбины
373
ниже (0,26), чем у двигателя газомоторного компрессора (0,36).
У поршневых компрессоров К- П. Д. достигает 0,9 и выше, в то
время как у многоступенчатых центробежных компрессоров он
составляет 0,72—0,75 [25, 26, 27, 28]. Поэтому при выборе раз-
личных типов машин необходимо провести соответствующие тех-
нико-экономические расчеты.
В настоящее время на отечественных ГПЗ чаще всего приме-
няют газомоторные компрессоры различных модификаций типа
10 ГК Горьковского завода «Двигатель революции». На новых
заводах применяют центробежные машины Невского машино-
строительного завода им. В. И. Ленина типа К-380 [29, 30].
Модифицированный газомотокомпрессор 10 ГК состоит из
двухтактного газового двигателя с V-образным расположением
цилиндров и поршневого компрессора двойного действия, ци-
линдры которого расположены горизонтально. Компрессор и дви-
гатель имеют общую фундаментную раму и коленчатый вал. Мощ-
ность газового двигателя 10 ГКМ равна 735 кВт (1000 л. с.), он
полностью унифицирован с газомотокомпрессором 10 ГКН и от-
личается от него только отсутствием системы наддува. Наличие
наддува позволяет увеличить мощность газового двигателя, ве-
личина которой достигает в этом случае 1100 кВт (1500 л. с.).
Газомотокомпрессоры 10 ГКМА и 10 ГКНА являются модифи-
кациями машин 10 ГКМ и 10 ГКН, оборудованными системой авто-
матики «Компрессор», позволяющей создать полностью автомати-
зированные компрессорные станции. Основные модификации газо-
моторных компрессоров, применяемых на ГПЗ, и их техническая
характеристика приведены в табл. V.2.
Более мощные газомотокомпрессоры типа МК-8 мощностью
2058 кВт и ДР-12 мощностью 5512 кВт различных модификаций
изготавливают как дожимные.
Таблица V.2. Основные модификации газомоторных компрессоров
и их техническая характеристика
Марка модификации Мощность дви- гателя, кВт Компрессор Вес, Н
производи- тельность, м3/мин давление, МПа число сту- пеней
на при- еме на вы- ходе
10 ГКМ 1/25-55 735 385 2,5 5,5 1 585 000
10 ГКМ 1/17-35 735 409,5 1,7 3,5 1 619 000
10 ГКМ 2/1,5-17,4-1 735 112 0,15 1,74 2 685 000
10 ГКМ 2/4-35 735 118,3 0,4 3,5 2 645 000
10 ГКН 2/2,5-17,4 1100 200 0,25 1,63 2 730 300
10 ГКН 1/7-17,4 1100 361 0,7 1,74 1 644 000
10 ГКМ 1/14-40 735 280 1,4 4,0 1 613 000
10 ГКМ 1/24-38,6 1100 833 2,4 3,86 1 676 000
10 ГКН 1/16 (13-1-24)-40 1100 481,6 1,6 4,0 1 665 000
374
На основе газомотокомпрессоров ГМ-8 выпускают компрессор-
ные станции КС-550/1-17 и КС-550/4-64 мощностью 404 кВт.
В настоящее время на новых ГПЗ применяют две модифика-
ции турбокомпрессорного агрегата типа К-380 для компримирова-
ния нефтяного газа, основные технические характеристики кото-
рых даны в табл. V.3. Относительная влажность газа, поступаю-
щего на прием, 100%, начальная температура газа 15 °C.
Турбокомпрессорный агрегат состоит из электродвигателя,
центробежного компрессора, повышающих редукторов. Центро-
бежный компрессор К-380 является двухцилиндровым, десятисту-
пенчатым, с одним внешним промежуточным газоохладителем
между цилиндром низкого давления (ЦНД) и цилиндром высокого
давления (ЦВД). Роторы цилиндров компрессора, редуктора и
электродвигателя соединяются зубчатыми муфтами. Для ГПЗ мощ-
ностью 1 млрд, м3 в год необходимо пять компрессоров типа К-380
(с учетом резервного).
Технико-экономические расчеты показывают, что наименьшие
капитальные и эксплуатационные затраты на компримирование
газа достигаются, когда производительность компрессора равна
производительности технологического блока (технологической ли-
нии). При этом надежность машины должна быть такой, чтобы
ее можно было устанавливать без резерва. Поэтому возникает
Таблица V.3. Техническая характеристика турбокомпрессорных агрегатов
типов К-380 и К-890
Параметры К-380-102-2 К-380-103-1 К-890-121-1
Объемная производитель- ность, отнесенная к на- чальным условиям, м3/мин 370 345 800
Конечное давление при вы- ходе из нагнетательного компрессора, МПа 4,2 3,9 3,7
Потребляемая мощность на муфте компрессора, кВт 4 800 5 300 11 500
Температура газа при выходе из компрессора, °C 150 155 190
Начальное давление газа при входе во всасывающий патрубок компрессора, МПа 0,15 0,19 0,16
Плотность газа, поступаю- щего на прием, кг/м3 Частота вращения ротора, мин-1 1,274 0,98 0,857—1,12
цилиндр низкого давле- ния (ЦНД) 7 540 8 100 6 075
цилиндр высокого дав- ления (ЦВД) 17 400 17 427 10 765
Привод компрессора—элек- тродвигатель СТМС-6000-2 СТМС-6000-2 СТДП-12500-2
375
необходимость создания отечественного турбокомпрессора уве-
личенной агрегатной мощности, что позволит уменьшить число
установленных машин, сократить размеры помещений для уста-
новки компрессорного оборудования, а следовательно, уменьшить
капитальные и эксплуатационные затраты на переработку газа.
Невский завод разработал турбокомпрессорный агрегат вдвое
большей агрегатной мощности, чем компрессор К-380, К-890,
основная техническая характеристика которого представлена
в табл. V.3.
ПОВЕРОЧНЫЕ РАСЧЕТЫ И РАСЧЕТЫ
С ЦЕЛЬЮ ВЫБОРА КОМПРЕССОРОВ
В процессе проектирования ГПЗ, а также при эксплуатации ком-
прессоров расчет машин обусловлен необходимостью получения
данных для их выбора или проверки возможности использования
установленных компрессоров при изменившихся условиях экс-
плуатации. Исходная информация для проектного расчета (под-
бора): производительность компрессора Q, которую определяют
из технологического расчета установки, давление газа на приеме
и на нагнетании, состав исходного газа. В результате расчета опре-
деляют потребную мощность машины и в зависимости от условий
ее работы по каталогу выбирают нужный компрессор.
В процессе эксплуатации чаще всего ведут поверочный расчет.
При поверочном расчете имеются все исходные данные и необхо-
димо определить:
для поршневых машин — достаточна ли будет мощность ком-
прессора при изменившихся условиях работы и каково будет
давление нагнетания при изменившемся давлении всасывания;
для центробежных машин — изменение параметров работы ма-
шины при изменении частоты вращения или удельной массы ком-
примируемого газа.
Поршневые компрессоры
Допустим, что изменилась плотность газа. Необходимо опреде-
лить, достаточна ли мощность установленной машины для его
компримирования при той же производительности.
Для этого необходимо следующее.
1. Определить адиабатическую работу сжатия 1 м3 газа
где k — показатель адиабаты, равный соотношению Ср!С0 при среднеарифмети-
ческой температуре сжатия.
Начальная температура сжатия известна по технологическому
регламенту, а конечная — по паспорту компрессора.
376
2. Определить мощность, потребляемую двигателем
N =______С£аД____
3600 •1000г]
(V.26)
где G — масса сжимаемости газа в 1 ч, кг; 1) — К- П. Д. компрессора.
При многоступенчатом сжатии работа и мощность компрес-
сора равна сумме работ и мощности всех ступеней. Полученное
значение мощности сравнивают с паспортным и делают заключе-
ние о пригодности или непригодности установленной машины.
В случае изменения давления всасывания величину давления
нагнетания определяют по соотношению
(V.27)
где п — показатель политропы, находится по следующим дан-
ным:
Давление всасывания Рвс,
МПа
До 0,15
Свыше 0,15 до 0,4
0,4 » 1,0
1,0 » 3,0
3
Значение п
при любом k при k = 1,4
1+0,5 (й+1) 1,2
1 + 0,62 (Л—1) 1,25
1+0,75 (k— 1) 1,3
1+0,88 (ft—1) 1,35
п = k 1,4
Температуру берут из паспорта машины.
Если давление нагнетания выше проектных его значений, не-
обходимо провести прочностные расчеты компрессоров.
Центробежные компрессоры
Центробежные машины при изменении условий их работы пересчи-
тывают в изложенном ниже порядке [29, 30]. При этом предпо-
лагается, что К- П. Д. не меняется, если сохраняется подобие тре-
угольников скоростей. Диаграмму скоростей строят на основа-
нии проектных данных компрессора. Для охлаждаемых машин
рассматривают изотермический К- П. Д., а для неохлаждаемых —
адиабатический К- П. Д.
1. Производительность V и мощность N при изменении чисел
оборотов т определяют из выражения
V " (ДЕ? (V.28)
’ Л\ \ ffii /
где V и Vj — соответственно паспортная и пересчитываемая производительности;
т и /«! — числа оборотов ротора по паспорту и пересчитываемые; N и Д\ — мощ-
ности компрессора паспортная и пересчитываемая.
2. Степень повышения давления (степень сжатия) рассчиты-
вают следующим образом:
377
для машин с промежуточным охлаждением У (V.29) 1g Si X mi } 7
для неохлаждаемых машин /г—1 е fe — 1 _ ( т_\2 (V.30) — \ тг ) Sj k — 1
где е и 6j — степень повышения давления паспортная и пересчитываемая; k —
показатель адиабаты. 3. При изменении формулам состава газа мощность пересчитывают по £ = <v'32> (V-33>
где 7 и Yj — плотность газа паспортного и пересчитываемого; Лад, £1ад> £из
и ь1из — адиабатическая и изотермическая работа сжатия соответственно пас-
портная и пересчитываемая.
При изменении состава газа учитывают изменение его удель-
ного объема, а также показателя адиабаты.
Адиабатическую работу сжатия для неохлаждаемых машин
определяют по уравнению
k —
= -1) (V.34)
Изотермическую работу сжатия с промежуточным охлажде-
нием рассчитывают по формуле
IH3 = 2,3P1)g8 (V.35)
где Pi — начальное давление.
Глава о
ХОЛОДИЛЬНЫЕ МАШИНЫ
В настоящее время искусственный холод настолько широко рас-
пространен, что практически нельзя найти такой отрасли тех-
ники, где бы не применялись холодильные машины. В промышлен-
ных холодильных установках чаще всего применяют поршневые
и центробежные холодильные агрегаты.
В отечественной газопереработке в качестве холодильных ма-
шин в основном используют поршневые машины типа АО, АУ
378
Таблица V.4. Основные технические данные газомотокомпрессоров (ГМК)
Марки модификации Всасы- ваемая среда Компрессор Двигатель Вес, Н
производи- тельность, мв/мин давление, на приеме МПа на вы- ходе число ступе- ней сжатия диаметр цилиндра, мм мощность, кВт частота вра- щения, мин диаметр ци- линдра, мм а О Я с я X и число ци- линдров
1 2 3 4 5
10 гкм 2/1,3—14,3 Аммиак I ступень I сту- II ступень
II 81,6 ступень 0,13 1,43 9 пень 450| 450 450| 320| 320 735 300 355 356 10 670 000
95,0
1,6—11 1
10 ГМК 2/—— ' 0,79—15 Этан I ступень 44 0,16 1,11 I сту- пень II сту- пень I сту-
пень
2 470| 470 320| 380| 380 735 300 355 356 10 678 200
Аммиак II ступень
35 0,079 1,5
I :ту- II ступень
ГКН 2/1,03—12,5 пень
10 Пропан 99 0,1 1,25 2 560| 560 560| 360| 360 1100 300 355 356 10 720 000
10 ГКМ 2/1,3—28,5 Этилен I ступень 60 ступень I сту- пень II ступень
II 0,13 2,85 2 450 450 — 250 250 1100 300 355 356 10 645 000
91,6
Рис. V.13.
Пропановый центробежный турбокомпрессорный агрегат TK-8R РА-70 с приводом от
электродвигателя (ЧКД ЧССР).
и газомотокомпрессоры типа 10 ГКН, а также центробежные ма-
шины производства ЧССР. На новых и проектируемых газоперера-
батывающих заводах устанавливают только центробежные холо-
дильные машины •— в основном производства ЧССР. Распростра-
нение центробежных компрессоров в качестве холодильных машин
обусловливается известными их преимуществами. Хладоагентом
в холодильных циклах отечественных ГПЗ обычно служит ам-
миак, пропан или этан. Применение углеводородных хладоагентов
предпочтительнее, так как они имеют сравнительно низкую стои-
мость и могут вырабатываться непосредственно на ГПЗ.
Рассмотрим подробнее технико-экономические данные и осо-
бенности конструктивного оформления холодильных машин,
устанавливаемых на ГПЗ.
В табл. V.4 приведены основные технические данные газомото-
компрессоров, применяемых в качестве холодильных машин.
На рис. V.13 изображен центробежный турбокомпрессор
8RPA-70 с приводом от электродвигателя производства ЧССР.
Таблица V.5. Техническая характеристика пропановых холодильных машин
Марка Режим работы
Температура кипения, °C Температура конденса- ции, °C Холодопроизво- дительность, тыс. кВт Эффективная мощность, кВт
8 RPA-70 —30 40 4872 2965
АТКП-435-1600 —38 40 1705 1125
АТП 5-5/3 —38 47 5800 4600
* Вес без электродвигателя и арматуры.
380
Машина является однокорпусной, трехступенчатой, с восемью
рабочими колесами. Компрессор соединен с двигателем с помощью
повышающего редуктора. В качестве хладоагента применяют про-
пан 96%-ной чистоты (не менее).
Основные технические характеристики указанной машины даны
в табл. V.5.
В качестве холодильной машины на ГПЗ при условии приме-
нения хладоагента — пропана может быть использован отечествен-
ный пропановый агрегат АТКП 435-1600. Этот агрегат может ра-
ботать в диапазоне температур кипения пропана от —38 до —25 °C
при температуре конденсации не более 47 °C. Агрегат состоит из
центробежного компрессора, электродвигателя, повышающего ре-
дуктора, систем смазки компрессора и редуктора, дистанцион-
ного и местного щитов управления. Центробежный компрессор
выполнен четырехступенчатым, двухсекционным, он работает по
холодильной схеме с двухступенчатым дросселированием и про-
межуточным сосудом. Основные показатели работы АТКП-435-1600
представлены в табл. V.5
Для удовлетворения потребности в холоде современного газо-
перерабатывающего завода производительностью 1 млрд, м3 в год
необходимо иметь холодильную установку производительностью
4640—5800 кВт на изотерме процесса от —30 до —38 °C (при усло-
вии применения хладоагента — пропана). При использовании
АТКП-435-1600 для покрытия этой холодопроизводительности по-
требуется установить 5 машин (с учетом одной резервной).
С целью уменьшения капитальных и эксплуатационных затрат
при строительстве холодильных установок в настоящее время со-
здается более мощный холодильный пропановый турбоагрегат
АТП 5-5/3. Он состоит из центробежного компрессора, приводного
электродвигателя, мультипликатора, систем смазки и щитов уп-
равления. Рабочим агентом может быть пропан технический по
ГОСТ 10196—62 или пропан марки по МРТУ 38-1-208—66. Основ-
ные технические характеристики агрегата даны в табл. V.5.
Диапазон рабочих температур, °C Частота враще- ния МИН”1 Вес * агрегата, Н Габариты (длина х X ширина), м Освоение
кипения конденсации
—20-=—30 +25-ь+43 6 080 348 000 9,75X4,8 Серийное производ- ство ЧКД, ЧССР
—25-ь — 38 30-Ь 47 15 000 240 000 5,6X2,8 Серийное производ- ство Казанский комплексный завод
—25-ь — 38 45-ь 55 8 800 160 000 * 8,5X4,6 Опытный образец
381
В практике проектных расчетов тепловой расчет холодильных
компрессоров, как правило, производить не приходится. Их под-
бирают [31, 32]. Исходной информацией для подбора холодиль-
ных компрессоров при проектировании холодильных установок
являются холодопроизводительность и необходимые параметры
холода, которые получаются из технологического расчета газо-
перерабатывающей установки в целом.
Глава 4
НАСОСЫ
На газоперерабатывающих заводах насосы используют для пере-
качивания стабильного и нестабильного бензина, сжиженных га-
зов, этана, пропана, бутанов, пентанов, воды, щелочей, гликолей;
они работают в довольно широких диапазонах производитель-
ности, напора и температуры. Напор изменяется от 80—100 до
600—700 м столба перекачиваемого продукта, давление нагнета-
ния — от 588—784 до 3923—7355 кПа.
Многие насосы работают с высоким давлением на всасывании
и небольшими дифференциальными напорами. Так, давление вса-
сывания на приеме у насосов орошения деметанизатора, работаю-
щих на установках НТК с получением этана, 3138 кПа. Поскольку
условия работы насосов ГПЗ довольно жесткие, обычные требова-
ния, предъявляемые к насосам (надежность и долговечность в экс-
плуатации, герметичность соединений и безупречная работа уп-
лотнений валов), приобретает в условиях ГПЗ чрезвычайно важ-
ное значение, так как неисправности в насосах и их узлах при-
водят к нарушениям технологического режима установок, а иногда
и к авариям.
На современных ГПЗ применяют в основном центробежные
насосы с электрическим приводом. Иногда используют плунжер-
ные и поршневые электроприводные насосы. Шестеренчатые, вин-
товые, струйные и другие насосы применяют главным образом
в качестве вспомогательных. В последнее время получают распро-
странение герметические горизонтальные и вертикальные электро-
насосы [33, 34].
Центробежные насосы подробно описаны в технической лите-
ратуре, поэтому ниже даны лишь основные указания и расчетные
формулы, необходимые при их выборе. Герметические насосы осве-
щены несколько шире.
ЦЕНТРОБЕЖНЫЕ НАСОСЫ
Центробежный насос выбирают по его характеристике. При
выборе насоса нужно придерживаться некоторых общих по-
ложений.
382
1. Учитывая возможные отклонения характеристик отдельных
насосов при их изготовлении, напор для каждого насоса следует
принимать на 2—4% выше требуемого.
2. Если марку насоса выбирают по его характеристике, то
принимают ближайший больший наружный диаметр рабочего ко-
леса. Все остальные расчеты надо производить по величинам Q
и Н, соответствующим выбранному значению D2.
3. Необходимо принимать во внимание допустимую высоту вса-
сывания Н$ или минимальный подпор А/1Д0.Г1, обеспечивающие
нормальную работу насоса при заданных параметрах. Так, тре-
буемый подпор для насоса 5 НГ 5 X 2 составляет 6,3 м, а для на-
соса 6 НГ 7x2 — 3 м. В конкретных условиях это может стать
решающим фактором в пользу выбора последнего насоса. Учиты-
вая возможные колебания производительности насосов в процессе
эксплуатации, рекомендуется определяемые по формулам [35]
значения Hs уменьшать на 0,5—1 м, а значения АЛД011 увеличи-
вать на 0,5—1 м. Для насосов, перекачивающих жидкости с тем-
пературой выше 200 °C, минимальная величина подпора не должна
быть меньше 1,5—2 м.
4. Нельзя допускать, чтобы максимальное давление в нагне-
тательном патрубке превышало допустимое рабочее давление для
данного значения условного давления в корпусе насоса при ра-
бочей температуре.
Определение мощности, потребляемой насосами,
и мощности двигателей
Мощность на валу насоса (в кВт) по заданным Q и Н находят
из формулы
где р — плотность перекачиваемой жидкости, кг/м3; ц — полный К. П. Д.
насоса, равный 0,6—0,8.
Для определения мощности электродвигателя, который при-
водит во вращение вал насоса, пользуются формулой
Упр = kN (V.37)
в которой k — коэффициент запаса мощности, имеющий для насосов различной
мощности следующие значения:
Мощность N, кВт ...................... До 50 50—350 Свыше 350
Коэффициент запаса k................. 1,2 1,15 1,1
В производственных условиях часто приходится изменять ра-
бочие параметры действующих насосов. Одно из главных досто-
инств рассматриваемых насосов спирального типа — возможность
варьирования их характеристик обточкой роторов по наружному
383
диаметру. Новые характеристики насоса приближенно находят
по формулам
Q = Qi (-^) (V-38)
я2 = ^(^-)2 (V-39)
Ni = (of-) (V.40)
где (?!, Н1У D1 — соответственно производительность, напор, мощность на-
соса и наружный диаметр его рабочего колеса до обточки; (?2> Af2, — то
же, после обточки колеса.
При уменьшении диаметра колес на 10% к. п. д. насоса в пере-
счете на меньший диаметр колеса снижается на 1 % для агрегатов
с коэффициентом быстроходности ns = 60—120 и на 4% для на-
сосов с ns = 200—300. Приведенные формулы можно применять
при обточке колес по наружному диаметру для ns = 60—120 до
D'2 = 0,8Z)2 и для ns = 200—300 до О' = 0,85—0,9D2. При регу-
лировании параметров насоса изменением числа оборотов его ро-
тора необходимые пересчеты следует производить, используя фор-
мулы
Q = ' (V.41)
Wr = w(^-)2 (V.42)
л'1=л;(т)’ (V.43)
где Q, H, A, n — соответственно производительность, напор, мощность и скорость
вращения ротора насоса до изменения числа оборотов; Qx, Ях, Л\, их — то же,
после изменения числа оборотов.
Расчет величин по формулам (V.41)—(V.43) допускается при
следующих условиях: 1) если измененное число оборотов от-
личается от исходного п не более чем в 2 раза; 2) если кинемати-
ческая вязкость перекачиваемой жидкости не превышает 2,5 X
X 10"6 м2/с.
ГЕРМЕТИЧЕСКИЕ ЭЛЕКТРОНАСОСЫ
В последние годы все шире распространяются герметические элек-
тронасосы, являющиеся разновидностью консольных насосов. Их
основное достоинство — полная герметичность, совершенно ис-
ключающая утечки перекачиваемого продукта в окружающую
среду. Герметические электронасосы обеспечивают надежную ра-
боту при давлениях до 10 МПа, а также при глубоком вакууме
и в диапазонах температур от —270 до 450 °C. Основной особен-
ностью конструкций герметических электронасосов является от-
сутствие в них концевых уплотнений (рис. V.14).
384
Рис. V.14.
Схема герметического электронасоса с эк-
ранированным электродвигателем:
1 — теплообменник; 2 — экранирующая
гильза стопора; 3 — трубопровод для под-
вода рабочей среды к опорным насосам;
4 — защитная рубашка ротора; 5 — водя-
ная камера (термобарьер); 6 — рабочее
колесо электронасоса.
Герметизация электронасо-
сов достигается применением
моноблочной конструкции насо-
сов и электродвигателя; при
этом элементы ротора и подшип-
ники двигателя могут быть по-
гружены в рабочую жидкость.
Конструкция объединяет на од-
ной станине центробежный на-
сос и встроенный электродви-
гатель. Насосная часть закрепляется на переднем фланце электро-
двигателя.
По способу герметизации электронасосы выполняют с экра-
нированным электродвигателем и с так называемым «мокрым»
статором. Герметические электронасосы с экранированным элек-
тродвигателем представляют собой конструкцию (см. рис. V.14),
в которой герметизация статора осуществляется с помощью спе-
циальной тонкостенной цилиндрической (экранирующей) гильзы,
выполненной из немагнитного материала. Ротор двигателя также
защищают специальной рубашкой, выполненной из такого же не-
магнитного материала. Герметические насосы с «мокрым» стато-
ром не имеют экранирующей гильзы, полость статора у них за-
полнена перекачиваемой жидкостью, имеющей непосредственный
контакт с обмотками и железом статора и ротора. Для предохра-
нения от воздействия рабочей среды обмотки статора и ротора
покрывают изоляцией, стойкой в рабочей среде. Железо статора
покрывают защитным лаком.
Смазывать подшипники и охлаждать узлы электродвигателя
можно двумя способами: либо перекачиваемой жидкостью не-
посредственно из напорного патрубка насоса, либо устройством
автономной системы смазки подшипников. При температуре пере-
качиваемой жидкости 100—450 °C статор электродвигателя от-
деляют от корпуса насоса термобарьером, который чаще всего
представляет собой водяную рубашку — охлаждающий промежу-
точный узел между полостью насоса и полостью электродвигателя
и препятствующий передаче тепла от насоса к двигателю.
Герметические электронасосы с автономным контуром смазки
подшипников могут использоваться для перекачки жидкостей
с температурой от —270 до 450 °C.
13 Берлин М. А. и др.
385
Примечание. Перекачиваемые жидкости: агрессивные, нейтральные, токсичные,
для электронасосов № 3—8 не более 10,1 м/с, удельной теплоемкостью не менее
мерой частиц не более 0,2 мм, в которых коррозионная стойкость принятых в электро
по ГОСТ 13819—68.
ю nd ю nd nd *- мрх СО nd — о со 00 NO СП 4^ СО ND *— О СО 00 ф ел 4^ Со ND —
1.5ХГ-3 (А, К)-4,5-3 2ХГ-5-А-4.5-3 2ХГ-6-А-4,5-3 2ХГ-9-К-2.8-3 4ХГ-12-А-14-3 ЦГ50/50-(А, Ю-15-6 1,5ХГ-3(К, Е)-2,8-5 2ХГ-3-К-14-5 4ХГВ-6-К-40-5 1.5ХГ-3-К-2.8-4 2ХГ-4 (А, К)-10-4 2ХГ-3 (А, К)-14-4 ЗХГВ-7Х2 (А, К)-20-4 4ХГВ-7Х2-А-40-4 4ХГВ-6 (А, К)-40-4 ЦГ 50/50-К-15-4 1,5 ХГ-6Х2 (К, Е)-2,8-2 1,5 ХГ-6Х2 (К, Е)-2,8-2 1,5 ХГ-6ХЗ (К, Е, К1)- -2,8-2 2 ХГ-5 (К, Е)-4,5-2 ЗХГ-6 (К, Е, КО-14-2 4ХГ-12 (К, Е, КП-14-2 ЦГ 50/50-к-15-1 2 ХГ-5-К-4.5-1
= “ § о И О ® л ° Н S я о ч О ьэ- ° § Со- Xi go >3 ого О® оо оо От 50 до 100 1 От —50 до 50 От —40 до 100 От —50 до 50
Прокладки—фторо- пласт (исполнение А — паронит) Сталь 12Х18Н-10Т (исполнение К) Сталь 12Х21-Н5Т (исполнение КД) Силицированный графит СГТ48-20-89—76 Сталь 10Х17Н13— М2Т (исполнение Е) Углеродистая сталь (исполнение А)
Си С0 ND ND ND ООО ФО 00 Ф nd О о 00 СП СО СО 4»- ND ю О О О СЛ О О 00 СО 4^- ND О СЛ О 00 00 00 ND СЛ О о
л W- СО 4* СП О СО 00 М— Со 0о Со Си СП 00 со Си QO 4*. СО 00 О СЛ О СЛ Со О 00 •—* СО СО СЛ 4^ СЛ СО — СО 4^ 4^ Со СЛ оо 50 44
□
□
£
Температура перекачи-
ваемой жидкости, °C
Материал основных
деталей, соприкаса-
ющихся с перекачива
емой жидкостью
Подача, м*/ч
Таблица V.6. Основные технико-экономические данные электронасосов
Напор, м ст. жидко-
сти *
Допускаемый кавита- ционный запас, м Условное давление (по ГОСТ 20791 — 75), МПа, не более Плотность перекачи- ваемой жидкости кг/м8, не более Исполнение по взры- 1 незащищенности 1 Напряжение при ча- стоте тока 50 Гц, В Габариты агрегата, мм Вес электронасоса, Н Цена электронасоса, руб.
длина ширина высота
3,0 1,6 1000 ВЗТ4-В, С 380 : 660 840 480 415 2800 2000
3,5 1,6 1000 ВЗГ 380 : 500 740 425 350 1600 1600
2,5 2,5 1000 взг 380 : 500 745 400 350 1760 2140
2,5 2,5 1000 ВЗГ 380 : 500 790 400 350 1920 2180
2,5 2,5 1000 взг 380 : 500 845 410 350 2080 2200
3,5 1,6 1000 взг 380 : 500 740 425 350 1600 1770
4,0 1,6 1000 взг 380 : 500 880 486 420 2750 2400
5,0 1,6 1000 взг 380 : 500 865 504 475 3600 2600
2,0 5,0 1000 B3T4-B, С 380 : 500 730 432 350 1700 1600
3,0 5,0 1000 ВЗТ4-В, С 380 : 500 865 485 450 2550 2424
3,0 5,0 1000 ВЗТ4-В, С 380 : 500 865 508 450 2600 2100
4,5 5,0 1000 ВЗТ4-В, С 380 : 500 778 640 1601 6150 5970
5,0 5,0 600 ВЗТ4-В, С 380 : 500 910 705 1834 8500 5000
5,0 5,0 1000 ВЗТ4-В, С 380 : 500 910 705 1834 7950 5500
3,0 5,0 1000 ВЗТ4-В, С 380 : 660 840 480 415 2800 2100
2,0 5,0 1000 ВЗТ4-В, С 380 : 500 730 433 350 1800 1650
3,0 5,0 1000 ВЗТ4-В, С 380 : 500 865 508 450 2700 1950
5,0 5,0 1000 ВЗТ4-В, С 380 : 500 910 705 1834 8250 6850
2,0 1,6 1000 ВЗТ4-В.С 380 : 500 750 438 350 1600 2140
3,5 1,6 1000 ВЗТ4-В.С 380 500 760 425 350 1600 2130
— 4,0 1,6 1000 ВЗТ4-В, С 380 : 500 760 425 350 2200 2050
4,0 1,6 1000 ВЗТ4-В, С 380 : 500 760 425 350 1550 2100
5,0 1,6 1000 ВЗТ4-В, С 380 : 500 850 515 475 3100 2240
3,0 5,0 1000 В4аТЗ-В, С 380 : 660 840 537 415 3300 2300
взрывоопасные жидкости и сжиженные газы с кинематической вязкостью не более 1,1 м/с,
2,51 103 Дж/(кг-К) с массовой долей твердых неабразивных включений до 2% и раз-
насосах материалов, соприкасающихся с перекачиваемой жидкостью, от 1 до 5 баллов
13*
387
В качестве рабочего органа герметические электронасосы мо-
гут иметь центробежное, осевое, дисковое или лабиринтное рабо-
чие колеса. Электронасосы могут иметь вертикальное или гори-
зонтальное исполнение, выбор которого в основном зависит от
типа применяемых подшипников (если применяют подшипники
скольжения).
Изготовляют электронасосы во взрывозащищенном исполне-
нии ВЗГ в соответствии с «Правилами изготовления взрывозащи-
щенного оборудования». Их можно устанавливать в помещениях
всех классов, включая наружные установки категории В-П, в ко-
торых возможно образование парогазовоздушных смесей до 3 ка-
тегории группы «Г» включительно [34].
Отечественные электронасосы могут перекачивать жидкость,
содержащую до 0,2% масс, твердых включений размером до 0,2 мм.
В настоящее время наиболее распространенная конструкция
герметичного электронасоса — с экранированным, сухим стато-
ром, т. е. с герметизацией металлической гильзой [34]. В нашей
стране герметические электронасосы выпускает Кишиневский за-
вод герметических насосов им. М. В. Фрунзе. Завод (по
ГОСТ 10791—75) выпускает насосы следующих типов: горизон-
тальные герметические электронасосы типа ЦГ и ХГ и вертикаль-
ные герметические электрона-
сосы типа ЦГ и ХГ и вертикаль-
ные герметические электрона-
сосы типа ХГВ, которые
находят применение на ГПЗ.
В табл. V.6 приведены основные
технико-экономические данные
герметических электронасосов,
выпускаемых Кишиневским за-
водом.
В обозначение насоса ХГ
входят: а) первая цифра—диа-
метр напорного патрубка в мм,
уменьшенный в 25 раз; б) буквы
после диаметра патрубка — обо-
значение типа насоса (для насо-
сов ХГ с вертикальным распо-
ложением вала к обозначению
типа добавляется буква
В—ХГВ); в) цифра после обо-
значения типа насоса — умень-
шенный в 10 раз коэффици-
ент быстроходности; г) цифры
Рис. V.15.
Продольный разрез насоса ХГ.
388
после знака умножения — число ступеней, если их две или
больше; д) буква после числа ступеней (для насосов одноступен-
чатых — после коэффициента быстроходности) — условное обо-
значение материалов по ГОСТ 20791—75, применяемых при из-
готовлении деталей проточной части; е) цифра после обозначения
материалов — мощность электродвигателя, кВт; ж) последняя
цифра типоразмера — обозначение конструктивного исполнения
(по температуре и давлению).
Обозначение насосов ЦГ расшифровывается следующим обра-
зом: а) ЦГ — центробежный, герметичный; б) дробь: числительно-
минальная подача в м3/ч, знаменатель — номинальный напор в м
ст. жидкости; в) буква после напора — исполнение по материалу
проточной части; г) цифра после обозначения материала — мощ-
ность электродвигателя, кВт; д) последняя цифра — обозначение
конструктивного исполнения по температуре и давлению.
На рис. V.15 приведен продольный разрез насоса типа ХГ.
В случае перекачивания сжиженных газов и других легкоки-
пящих жидкостей во избежание их вскипания во внутренней по-
лости электродвигателя на линии подачи жидкости в эту полость
могут быть установлены переохладители. Необходимость их уста-
новки в каждом отдельном случае согласовывается заказчиком
с заводом-изготовителем.
Глава 5
АБСОРБЦИОННЫЕ И РЕКТИФИКАЦИОННЫЕ
КОЛОННЫ
УСЛОВНЫЕ ОБОЗНАЧЕНИЯ
а — ширина щелей решетчатой тарелки, м
В — периметр слива, м
b — ширина перелива многопоточных тарелок, м
D — диаметр колонны, м
d — диаметр отверстий ситчатых тарелок, м
[е] — величина допустимого межтарельчатого уноса жидкости, кг
жидкости/кг пара (газа)
Fc — относительное свободное сечение тарелки, м2/м2
G — массовый расход пара (газа), кг/с
g — ускорение силы тяжести, м/с2
Н — расстояние между тарелками, м
Нп — высота газожидкостного слоя на тарелке, м
//пер — высота газожидкостного слоя в переливном устройстве, м
Нс — высота сепарационного пространства, м
Н2 — эффективное расстояние между тарелками, м
h — высота сливного порога, м
/ц — высота приемного порога, м
ftnep — высота светлой жидкости в переливном устройстве, м
Aft — подпор жидкости под сливным порогом, м
Ки — коэффициент нагрузки, характеризующий отклонение максимально
допустимой скорости газа (пара) от предельной скорости газа (пара)
или скорости «захлебывания»
389
Лс — коэффициент системы, характеризующий склонность жидкости
к ценообразованию
[S2 ] — минимально допустимая площадь верхнего сечения переливного
устройства, м2
i — шаг между рядами клапанов, м
[Й7Ж]—максимально допустимая скорость жидкости в сечении перелив-
ного устройства, м/с
— скорость газа (пара) в свободном сечении тарелки, м/с
И^пред — предельная скорость газа (пара) или скорость «захлебывания», м/с
[IV] — максимально допустимая скорость газа (пара) в рабочем сечении
колонны, м/с
у — длина вылета струи в переливном устройстве, м
<5 — толщина решетчатой тарелки, м
р. — коэффициент расхода при истечении жидкости через щели беспе-
реливных тарелок
рж — динамическая вязкость жидкости, Н-с/м2
Рп — динамическая вязкость пара (газа), Н-с/м2
| — коэффициент сопротивления сухой тарелки
рж — плотность жидкости, кг/м3
рп — плотность’пара (газа), кг/м3
е — относительная плотность газожидкостной смеси
а — поверхностное натяжение жидкости, Н/м
т — доля свободного сечения беспереливной тарелки, занятая стекаю-
щей жидкостью
Фо — фактор скорости газа (пара), Фо = Крп/Рж< м/с
[Фо] — минимально допустимый фактор скорости пара (газа)
L — массовый расход жидкости, кг/с
Ly — напряженность слива, м3/(м-с)
I — длина пути жидкости на тарелке, м
тн, те — коэффициенты, используемые при расчете клапанных тарелок
т0, Отф
п — диапазон устойчивой работы тарелки
[п] — допустимый диапазон устойчивой работы тарелки
Р — число потоков жидкости на многосливной тарелке
АР — гидравлическое сопротивление тарелки, Па
ДРЖ — гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя на тарелке, Па
АРПред — гидравлическое сопротивление орошаемой беспереливной тарелки
в точке «захлебывания», Па
АРПодв — гидравлическое сопротивление орошаемой беспереливной тарелки
в точке «подписания», Па
АРСуХ — гидравлическое сопротивление сухой тарелки в рабочих условиях,
Па
&Ртах — гидравлическое сопротивление орошаемой беспереливной тарелки
при максимально допустимой скорости газа (пара), Па
S — площадь свободного сечения колонны, м2
So — площадь свободного сечения тарелки, м2
5СЛ — площадь наиболее узкого свободного сечения переливного устрой-
ства, м2
Sj — площадь (поперечного) рабочего сечения колонны, м2
S2 — площадь верхнего сечения переливного устройства, м2
ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ
На газоперерабатывающих заводах для очистки и разделения
углеводородных смесей используют абсорбционные и ректифика-
ционные колонны тарельчатого и насадочного типа. Наиболее ши-
роко распространены аппараты с переливными и провальными
390
тарелками: колпачковыми, клапанными, ситчатыми, трубчато-
решетчатыми и др.
Эффективность работы абсорбционных и ректификационных
колонн зависит от конструктивных особенностей и геометрических
размеров тарелок, технологических условий^проведения процесса
и физических свойств взаимодействующих^фаз. На эффективность
работы оказывает также влияние количество и характер механи-
ческих примесей, циркулирующих в системе (склонность их к ад-
гезии на твердых поверхностях и т. д.). Поэтому сравнительная
оценка эффективности массообменных аппаратов с различными
контактными’устройствами является сложной практической за-
дачей— обобщающие^рекомендации по этому вопросу пока от-
сутствуют.
Первые отечественные газоперерабатывающие заводы были
оснащены абсорбционными и ректификационными колоннами
с круглоколпачковыми и желобчатыми тарелками — был заим-
ствован опыт нефтеперерабатывающей и других смежных отрас-
лей промышленности. В 60-х годах на зарубежных нефте- и газо-
перерабатывающих заводах получили распространение клапан-
ные тарелки, так как они имели более высокую производитель-
ность и обеспечивали хорошую эффективность разделения в широ-
ком диапазоне изменения нагрузок (диапазон устойчивой работы
тарелок типа «Глитч» составляет 5—8*). Клапанные тарелки при-
мерно в 1,5 раза легче колпачковых, для изготовления и монтажа
их требуется значительно меньше времени, стоимость изготовле-
ния клапанных тарелок на 30—40% меньше стоимости колпач-
ковых.
В зависимости от характера движения жидкости и газа (пара)
клапанные тарелки могут быть с противоточным, перекрестным
или прямоточным движением взаимодействующих фаз. Противо-
точные тарелки не имеют специальных устройств для перетока
жидкости, они работают по принципу трубчато-решетчатых и дру-
гих провальных тарелок, на которых жидкость и газ (пар) про-
ходят через одни и те же отверстия и контактируют между собой
в условиях противотока. Тарелки с перекрестным и прямоточным
движением фаз имеют специальные устройства для перетока жид-
кости, поэтому при нормальной их работе газ (пар) движется
через отверстия, над которыми располагаются клапаны, а жид-
кость движется горизонтально по тарелке от приемного к слив-
ному карману.
На рис. V.16 приведена схема работы клапанной’прямоточной
нормализованной тарелки конструкции ВНИИнефтемаша, кото-
рая выпускается на отечественных машиностроительных заводах.
Тарелка условно названа прямоточной, так как фактически по
мере увеличения нагрузки по газу (пару) она работает в режимах
* Определяется отношением скорости «захлебывания» к скорости вступления
тарелки в работу.
391
Жидкость
Рис. V.16.
Схема работы клапанной тарелки конструкции ВНИИнефтемаш:
а — при малых нагрузках по газу (пару); б — при средних; в — при высоких нагрузках
по газу (пару).
противотока, перекрестного тока и прямотока. Такая комбина-
ция движений достигается за счет того, что дисковый клапан
тарелки имеет один короткий и два длинных направляющих
стержня, расположенных (в плане) под углом 120°, а центр тя-
жести клапана смещен в сторону длинных стержней.
В литературе отсутствуют данные об эффективности тарелок
типа «Глитч» и тарелок конструкции ВНИИнефтемаш, на основа-
нии которых можно было бы составить мнение о преимуществах
тех и других контактных устройств. Практика показывает, что
при больших плотностях орошения и высоких давлениях клапан-
ные нормализованные тарелки недостаточно эффективны. Большой
недостаток этих тарелок — возможность «заклинивания» клапа-
нов в одном из рабочих положений, в результате чего значитель-
ная часть жидкости перетекает с тарелки на тарелку без доста-
точного контакта с газом (паром). Поэтому эффективность «прямо-
точных» тарелок оказывается в ряде случаев намного ниже полу-
ченной в стендовых условиях. Диапазон устойчивой работы «пря-
моточных» клапанных тарелок (при L/G = const) не превышает
3—5. В этом диапазоне эффективность (к. п. д.) тарелок может из-
меняться на 30—40%.
После появления клапанных тарелок их стали использовать
в аппаратах различного назначения, включая абсорберы, абсорб-
ционно-отпарные колонны, деметанизаторы и др. В этих аппара-
тах процессы массообмена протекают, как правило, при больших
соотношениях потоков жидкость—газ. Производительность «пря-
моточных» клапанных тарелок определяется в этих условиях на-
грузкой по жидкости, поэтому стремление обеспечить нормаль-
ную работу контактных устройств приводит к необходимости
увеличения диаметра аппарата при наличии значительного за-
паса по скорости газа (пара). В нижней части абсорбционно-от-
парных колонн, например где фактическая скорость газа (пара)
составляет 50—60% от скорости «захлебывания», интервал эф-
фективной работы тарелок оказывается в связи с этим в 1,3—
1,5 раза ниже, чем при оптимальных условиях эксплуатации, т. е.
392
Рис. V.17.
Общий вид многопоточной тарелки МД.
когда рабочая скорость газа (пара)
составляет 85% от скорости «зах-
лебывания» (интервал эффективной
работы определяется отношением
максимально допустимой рабочей
Норма-
скорости газа к скорости вступления тарелки в работу).
лизованные «прямоточные» тарелки не являются универсальными
и в ряде случаев не имеют преимуществ перед ситчатыми и дру-
гими типами тарелок.
В 1968 г. были разработаны многопоточные ситчатые та-
релки МД. Они обеспечивают более высокую производительность
массообменной аппаратуры в результате нового подхода к разме-
щению и конструированию сливных устройств. На этих тарелках
сливные карманы в отличие от классического варианта заканчи-
ваются в пределах межтарельчатого сепарационного простран-
ства, что позволяет увеличить эффективность использования по-
перечного сечения абсорбционной и ректификационной аппара-
туры.
На рис. V.17 показан общий вид многопоточной ситчатой та-
релки МД фирмы Юнион Карбайд Корпорейшен. Перфорирован-
ная ее часть представляет собой металлический лист толщиной
1,5—2 мм с отверстиями диаметром 3—10 мм. Для изготовления
таких тарелок требуется на 20—30% меньше металла, чем для из-
готовления клапанных. По условиям барботажа тарелка МД ра-
ботает как переливная, а по условиям поступления жидкости при-
мерно как провальная. Она сочетает достоинства тех и других
контактных устройств — равномерность барботажа газа (пара) и
возможность более эффективного использования площади попе-
речного сечения колонны.
Сравнение результатов испытаний обычных и многопоточных
ситчатых тарелок показало [37, 38], что новые контактные
устройства имеют более низкое гидравлическое сопротивление и
высоту «пены» и менее чувствительны к изменению нагрузок по
жидкости. Преимущества их возрастают с увеличением диаметра
аппарата и плотности орошения (рис. V.18). Развитый периметр
слива на этих тарелках позволяет обеспечить нормальную работу
массообменной аппаратуры при увеличении плотности орошения
до 150—180 м3/(м2 ч), для обычных ситчатых и клапанных тареток
максимальная плотность орошения не превышает 60—80 м3/(м2ч).
По мнению специалистов фирмы Юнион Карбайд Корпорей-
шен [39], тарелки МД можно устанавливать на расстоянии 250-—
350 мм. Эффективность их в этом случае 65—85% (при разделе-
нии пропан-пропиленовой фракции), что соответствует примерно
эффективности четырехпоточных клапанных тарелок при межта-
зоз
Влияние диаметра колонны и нагрузки по жидкости на работу тарелок:
а — зависимость допустимой нагрузки по жидкости от диаметра тарелки: 1 — обычные
ситчатые тарелки; 2 — тарелки МД.
б — зависимость высоты вспененной жидкости на тарелке от нагрузки по жидкости:
1, 2, 3 — обычные ситчатые тарелки (диаметр колонны соответственно 2,1; 1,5; 0,9 м);
4 — тарелки МД.
рельчатом расстоянии 450—600 мм. Поэтому применение таре-
лок МД позволяет увеличить число теоретических ступеней раз-
деления на единицу высоты массообменного аппарата и обеспечить
за счет этого реализацию процесса при более низком флегмовом
числе, а следовательно, и при более низких энергетических за-
тратах (при разделении пропан-пропиленовой фракции в аппарате
с тарелками МД экономия энергозатрат составляет 30—50%).
Ниже приведена сравнительная оценка эффективности разделе-
ния пропан-пропиленовой фракции в колонне с клапанными и сит-
чатыми многопоточными тарелками МД [371:
Характеристика колонны Тарелки
и условия работы клапанные МД
Диаметр колонны, м...................................... 3 3
Рабочая высота колонны, м............................... 55 55
Расстояние между тарелками, мм....................... 508 254
Относительная рабочая площадь тарелки. %. . . . 71,6 83,4
Число тарелок, шт.
действительных..................................... 108 216
теоретических ...................................... 92 140
Эффективность тарелок, %.......................... 85 65
Флегмовое число................................... 17 43
Нагрузка по жидкости, кг/ч .......................... 154 710 175 500
Нагрузка по пару, кг/ч .............................. 163 800 184 000
Масса дистиллята, кг/ч................................. 9 090 13 500
Питание колонны, кг/ч................................... 14 670 21 580
Из приведенных данных следует в частности, что применение
тарелок МД позволило увеличить в 1,5 раза производительность
колонны и на 30% уменьшить флегмовое число. Имеющиеся в ли-
тературе данные свидетельствуют о целесообразности использо-
вания тарелок МД не только при больших, но и при низких соот-
ношениях взаимодействующих потоков (L/G).
394
В ректификационных и абсорбционных^колоннах ГПЗ соотно-
шение потоков изменяется от 1 до 8. Поэтому нормализованные
клапанные прямоточные тарелки не могут иметь в разных сече-
ниях одинаковый интервал эффективной работы, так как в одном
случае они не догружены по газу (пару), в другом —по жидкости.
Применение тарелок МД позволяет устранить этот недостаток,
так как в этом случае при больших L/G можно увеличить пери-
метр слива тарелки, а при малых и средних L/G имеется возмож-
ность увеличить их свободное сечение за счет сокращения пло-
щади, занятой переливными устройствами. Фирма Юнион Карбайд
Корпорейшен запроектировала 20 установок, на которых для раз-
деления пропан-пропиленовой фракции используют колонны с та-
релками МД (максимальный диаметр колонн 4,6 м, число тарелок
98—200, расстояние между тарелками 250—350 мм) [39].
Тарелки этого типа могут быть использованы в аппаратах раз-
личного назначения, включая абсорберы установок очистки газа
от H2S и СО2, деметанизаторы, депропанизаторы и другие аппараты
газо- и нефтеперерабатывающих заводов. Особенно большой эф-
фект может быть получен при реконструкции действующих агре-
гатов, предназначенных для разделения смесей углеводородов,
имеющих близкие относительные летучести.
Во ВНИИгаз была разработана многопоточная ситчатая та-
релка типа МД с отверстиями диаметром 6,3 или 10 мм, верхние
кромки которых «вытянуты» на высоту 2 мм, т. е. отверстия на
этих тарелках имеют примерно форму сопла. Это позволяет сни-
зить сопротивление, увеличить производительность и диапазон
устойчивой работы контактных устройств, а также создает благо-
приятные условия для обработки загрязненных сред.
На Оренбургском ГПЗ тарелки конструкции ВНИИгаз ис-
пользуют в абсорбционно-отпарной колонне, предназначенной для
деэтанизации широкой фракции углеводородов (диаметр аппарата
1,8/2 м, свободное сечение тарелок 2,5%, расстояние между та-
релками 600 мм, плотность пара 9,4 кг/м3). Применение в этом
аппарате клапанных тарелок привело бы к необходимости увели-
чения диаметра аппарата в 1,5—2 раза и, как следствие, к сниже-
нию рабочей скорости газа (пара), а также к сокращению интер-
вала эффективной работы аппарата в 2—4 раза. Ректификацион-
ные колонны с такими тарелками работают на Казахском и Ухтин-
ском газоперерабатывающих заводах.
На Мубарекском ГПЗ в двух абсорберах установок сероочистки
природного газа используют четырех- и шестипоточные тарелки
МД конструкции ВНИИгаз. Диаметр аппаратов 2,5 и 3,4 м, рас-
стояние между тарелками 600 мм (такое повышенное межтарель-
чатое расстояние было принято из-за отсутствия опыта). В десяти
абсорберах завода вместо насадки Рашига были смонтированы
двухпоточные ситчатые тарелки с отбортовкой отверстий, так как
керамические кольца Рашига «спекались» в монолитные соедине-
ния вследствие поступления в систему ингибитора коррозии и
395
Таблица V .7. Эффективность работы абсорберов с ситчатыми
(двухпоточными) тарелками и насадкой из колец Рашига на установках
сероочистки природного газа Мубарекского ГПЗ (содержание
в исходном газе H2S 4% масс., С02 3,5% масс., рабочее давление
в аппаратах 5—5,2 МПа)
Температура верха колон- Объем Удельный расход раствора МЭА, л/м3 Содержание H8S в очищенном газе, мг/м3
газа, тыс. м3/ч МЭА *, м3/ч
ны, °C
I * II * I II I 11 I II I II
38 38 38 38 39 38 38 38 38 39 124 55 . 123 50 j 118 45 НО 50 124 50 130 145 130 120 135 130 120 120 120 130 1 2,3 1,2 2,4 1,1 2,7 1,1 2,4 1,1 2,6 4,2 4 2,3 2 4 5 4 3 4 4,5
* / — абсорбер с ситчатыми тарелками; II
шига размером 50x50 мм.
** На установках использовали 10%-ный
— абсорбер с насадкой из
водный раствор МЭА.
колец Ра-
механических примесей; в результате уменьшалось свободное се-
чение насадки и создавались условия для неравномерного распре-
деления жидкости и газа в зоне контакта фаз. Это приводило к сни-
жению эффективности очистки и необходимости повышения цир-
куляции в системе раствора моноэтаноламина (МЭА). Замена ко-
лец Рашига на ситчатые тарелки позволила обеспечить стабиль-
ную работу аппаратов при более высокой производительности и
более низкой кратности орошения (табл. V.7) [40]. Указанные
мероприятия позволили ускорить наращивание мощностей по
очистке газа на Мубарекском ГПЗ.
Существует мнение [41 ], что ситчатые тарелки можно исполь-
зовать только для очистки и разделения чистых сред в колоннах
диаметром не более 2,4 м при небольших изменениях нагрузок.
Опыт эксплуатации газоперерабатывающих заводов свидетель-
ствует о возможности расширения области использования ситча-
тых тарелок — на ГПЗ они успешно применяются в абсорбцион-
ных и ректификационных аппаратах диаметром от 0,6 до 3,4 м.
При этом в ряде случаев ситчатые тарелки вынуждены были по-
ставить вместо колец Рашига.
На ситчатых тарелках механические примеси и продукты окис-
ления не удерживаются — они скапливаются в нижней части
абсорбера и извлекаются оттуда во время профилактического ре-
монта. Ситчатые тарелки конструкции ВНИИгаз обеспечивают
нормальную работу массообменных аппаратов при трех—четырех-
кратном изменении нагрузок. Такой интервал соответствует тре-
бованиям ГПЗ тем более, что при трех----четырехкратном сни-
жении производительности поддерживать заданный технологиче-
ский режим становится затруднительным независимо от типа
396
тарелок, так как нормальная эксплуатация установок начинает
лимитироваться в этом случае работой контрольно-измеритель-
ных приборов, теплообменной аппаратуры, компрессорного и дру-
гого оборудования.
Поэтому на ГПЗ при значительном уменьшении объема подачи
газа производительность однотипных технологических линий
(установок) «выравнивается» за счет перераспределения сырья,
а это значит, что при наличии на заводе двух линий (установок)
четырехкратное сокращение подачи сырья на одну из них может
привести менее чем к двухкратному изменению нагрузок абсорб-
ционных и ректификационных колонн (на Оренбургском ГПЗ,
например на установках сероочистки 18 однотипных технологи-
ческих линий, в составе которых шесть абсорберов с клапанными
тарелками типа «Глитч», шесть — с насадкой из колец Палля и
шесть — с ситчатыми тарелками).
При проектировании новых и реконструкции действующих га-
зоперерабатывающих заводов можно использовать трубчато-ре-
шетчатые тарелки (с переливными или без переливных устройств).
Применение их позволяет отводить или подводить тепло непосред-
ственно в зоне контакта фаз, что создает благоприятные условия
для проведения процессов абсорбции, деметанизации, деэтаниза-
ции, осушки газа и др.
Для организации заданного теплового режима в трубное про-
странство тарелок необходимо подавать соответствующие тепло-
носители — для съема тепла, например, можно использовать ис-
кусственный или естественный холод. На Краснодарском нефте-
газоперерабатывающем заводе в трубное пространство тарелок
абсорбера подавали газовый конденсат — абсорбент, который по-
ступал с различных газоконденсатных месторождений. Летом его
охлаждали в системе аммиачного холодильного цикла до 10—
15 °C, зимой конденсат поступал при достаточно низкой темпера-
туре и поэтому использовался в качестве хладоагента без пред-
варительного охлаждения (холодильная установка зимой не ра-
ботала) [42].
На этом заводе для изучения эффективности процесса абсорб-
ции углеводородных газов в условиях изотермического режима
была смонтирована опытная колонна с трубчато-решетчатыми та-
релками, которые выполнены в виде плоской спирали Архимеда
из трубок диаметром 22/19 мм (D = 400 мм; Н = 300 мм; ширина
зазора между трубками 5 мм; Гс = 18,5%). Опытный абсорбер ра-
ботал параллельно с промышленной абсорбционной колонной
с 30 круглоколпачковыми тарелками (Z) = 2800 мм; Н = 600 мм),
которая имела два промежуточных циркуляционных аммиачных
холодильника — съем тепла осуществлялся в результате охла-
ждения абсорбента после 10-й и 20-й тарелок.
Анализ работы указанных аппаратов показал, что при прове-
дении процесса абсорбции в условиях, близких к изотермическим,
извлечение пропана и более тяжелых углеводородов значительно
397
возрастает. Данные для сравнительной оценки эффективности ап-
паратов приведены в табл. V.8.
Эффективность трубчато-решетчатых тарелок изменяется мо-
нотонно в интервале устойчивой работы — при постоянной плот-
ности орошения извлечение пропана и более тяжелых углеводоро-
дов уменьшается с увеличением скорости газа, а к. п. д. тарелок
увеличивается [42]. Коэффициент теплопередачи от барботаж-
ного слоя к стенке трубной решетки при L > 10 м3/(м2 ч) не за-
висит от скорости газа, плотности орошения и физических свойств
взаимодействующих фаз и составляет в среднем 5024 кДж/(м2 • ч °C)
[42].
Наряду со спиральными трубчато-решетчатыми тарелками из-
вестны аналогичные контактные устройства, в основу которых
положена плоскопараллельная трубная решетка [43]. Свободное
сечение таких тарелок можно изменять от 8 до 30% (для дальней-
шего увеличения пока нет достаточных оснований). На рис. V.19
приведены характерные зависимости сопротивления орошаемых
трубчато-решетчатых тарелок и высоты «пены» от скорости газа
в свободном сечении колонны при постоянной плотности орошения
для аппарата диаметром 400 мм.
Обобщение экспериментальных данных, полученных при ис-
пытании трубчато-решетчатых тарелок в условиях абсорбции неф-
тяных газов при давлениях 0,01—3,8 МПа (ри = 1,29—25,3 кг/м3)
показало, что эти тарелки имеют высокую производительность,
низкое гидравлическое сопротивление и могут быть использо-
ваны в широком диапазоне изменения нагрузок. При рабочей
скорости газа, равной 0,81Гпред, сопротивление тарелок изме-
няется от 196 до 490 Па (при 0,5 < LIG < 8,0). По этим показа-
телям трубчато-решетчатые тарелки значительно превосходят кол-
пачковые, клапанные (нормализованные) и другие контактные
устройства.
Интервал устойчивой работы трубчато-решетчатых тарелок
уменьшается с увеличением соотношения потоков жидкость—газ:
при 0,5 < L/G <7; 3 > и > 2,5; при 40 > L/G >10; п 2,3.
Таблица V.8. Эффективность трубчато-решетчатых и круглоколпачковых
тарелок в условиях абсорбции нефтяных газов
Тарелки Скорость газа, м/с Удель- ный расход абсор- бента, л/м3 Извлечение, % мол.
про- пана бутанов и более тя- желых угле- водородов
Трубчато-решетчатые без подачи хладоагента 0,28 4 63 70
при подаче хладоагента 0,28 4 91 91
Круглоколпачковые (абсорбер с про- межуточным охлаждением абсорбен- та в аммиачных испарителях) 0,2 2,5—3 65 72
398
Рис. V.19.
Зависимость сопротивления орошаемой трубчато-решетчатой тарелки (а) и высоты пены
(б) от скорости газа в свободном сечении колонны при различных плотностях орошения.
Система «углеводородный газ —керосин», рабочее давление в колонне 3,8 МПа, диаметр
колонны 0,4 м, свободное сечение тарелки 14%, ширина щели на тарелке 5,5 мм. Плот-
ность орошения, мв/(м4’Ч): 1 — 25; 2 — 40; 3 — 60; .4 — 80; 5 — 100.
В этом отношении трубчато-решетчатые тарелки уступают клапан-
ным, если не учитывать, что при больших соотношениях потоков
рабочая скорость газа (пара) в аппаратах с нормализованными
клапанными тарелками может быть значительно ниже, чем в ап-
паратах с трубчато-решетчатыми тарелками. Это означает, что
клапанные тарелки могут иметь в ряде случаев меньший интервал
эффективной работы.
Диапазон устойчивой работы трубчато-решетчатых тарелок
можно увеличить примерно в 1,5 раза, если на обычную плоско-
параллельную решетку положить металлическую сетку [44 ] с раз-
мером ячеек 1,5 X 2 мм, 2,5 X 3 мм или 4 X 4,5 мм (свободное
сечение сетки должно быть в 1,5—2 раза больше свободного се-
чения тарелки). При Fc = 8—12% необходимо использовать сетку
с размером ячеек 1,5 X 2 мм, при Fc = 14—18% —2,5 X 3 мм и
при Д. = 20—25% — 4 X 4,5 мм. В этом случае интервал устой-
чивой работы тарелок увеличивается вследствие более раннего
вступления их в работу [45]. Наличие сетки приводит к увеличе-
нию гидравлического сопротивления контактных устройств, од-
нако при рабочей скорости газа (пара), равной 0,8- U7nrea гидрав-
лическое сопротивление таких тарелок не превышает 350—700 Па
(при 0,5 < LlG < 40), что соответствует примерно сопротивле-
нию“клапанных (нормализованных), колпачковых и других кон-
тактных устройств.
Трубчато-решетчатые тарелки имеют хорошие гидравлические
характеристики — обладают высокой производительностью и низ-
ким гидравлическим сопротивлением. Поэтому их можно исполь-
зовать не только как устройства для подвода или'съема'тепла, но
и как обычные контактные устройства, работающие без подвода
399
теплоносителя (в этом случае для изготовления тарелок можно
использовать трубки от старых теплообменников).
Опыт Миннибаевского газоперерабатывающего завода показал,
что в регенераторах раствора МЭА (на блоках очистки газа от
СО2) круглоколпачковые тарелки забиваются продуктами корро-
зии и другими механическими примесями. Замена этих тарелок
на трубчато-решетчатые (без подвода теплоносителя) позволила
в 2 раза увеличить производительность аппаратов, снизить гидрав-
лическое сопротивление в системе и уменьшить за счет этого тем-
пературу процесса с одновременным повышением эффективности
работы регенераторов (диаметр аппаратов — 2,5 м). Тарелки для
этих аппаратов были изготовлены на Миннибаевском ГПЗ — они
легко изготавливаются и монтируются в условиях ГПЗ (в этом
отношении трубчатые тарелки имеют преимущества перед другими
контактными устройствами).
Сравнение результатов работы решетчатых, дырчатых и дру-
гих провальных тарелок показывает, что трубчато-решетчатые
тарелки имеют более высокую производительность и более низкое
гидравлическое сопротивление. Диапазон устойчивой работы ре-
шетчатых и трубчато-решетчатых тарелок равен примерно 2—3.
Рассматривая вопрос об эффективности работы массообменной
аппаратуры, необходимо остановиться на выборе межтарельча-
того расстояния. Опыт показывает, что для абсорбционных и рек-
тификационных колонн установок очистки и разделения углево-
дородных газов расстояние между тарелками должно определяться
в результате гидравлического расчета аппаратуры, исходя из
условия Н > Н,{ + Нс. Для монтажа, ремонта и проведения ин-
спекции необходимо в зависимости от высоты колонны иметь 2—
3 люка (в местах расположения люков расстояние между тарел-
ками принимается больше, чем это необходимо для обеспечения
нормальной работы тарелок).
При выборе тарелок на основе гидравлического расчета опре-
деляют производительность, гидравлическое сопротивление, диа-
пазон устойчивой и эффективной работы тарелок, а также учиты-
вают специфику разделяемых сред (наличие и характер механиче-
ских и других примесей), степень сложности и металлоемкость та-
релок, трудоемкость и стоимость их монтажа и ряд других фак-
торов.
ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ колонн С ПРЯМОТОЧНЫМИ
КЛАПАННЫМИ ТАРЕЛКАМИ
Методика расчета аппаратов, изложенная в этом разделе, разра'
ботана институтом ВНИИнефтемаш для нормализованных прямо-
точных клапанных тарелок с конструктивными размерами по
ОСТ 26-02-1401—76 и ОСТ 26-02-1402—76.
На основе данных технологического расчета, а также приня-
тых величин допустимого межтарельчатого уноса жидкости [е ]
400
и расстояния между тарелками Н рассчитывают минимальное се-
чение перелива
[5г] “ Рж [И'ж] (V-44)
где [е] — величина допустимого межтарельчатого уноса жидкости — прини-
мается равной 0,05—0,2 кг жидкости/кг газа (пара); — максимально до-
пустимая скорость жидкости—определяется по уравнению
= 8- 10-3-^/W (Рж-Рп)
Значения коэффициента системы Кс приведены ниже:
Интенсивность пснообразования системы Тип колонного аппарата
Слабая Ректификационные колонны установок газоразде- лепия 1,0
Средняя Абсорберы маслоабсорбционных установок, ко- лонны для регенерации аминовых и гликолевых растворов 0,85
Сильная Абсорберы для очистки газов от «кислых» компо- нентов (H2S и СО2), деметанизаторы, деэтани- заторы 0,7
При гидравлическом расчете колонн, работающих при повы-
шенных давлениях или высоких соотношениях L/G, величину [ <S2]
можно рассчитать по формуле
|52' = Рж[^ж1 (V'45)
Зная величину [S2 ], принимают по нормали диаметр и другие
конструктивные размеры тарелки. При этом необходимо, чтобы
выполнялось условие [S2] < S2.
На основе данных технологического расчета строят область
эффективной работы тарелки в координатах напряженность слива
(Lv) — фактор скорости газа или пара (Фо). На рис. V.20 пред-
ставлен общий вид графика Lv = f (Фо), из которого следует,
что область устойчивой и эф-
фективной работы тарелки
ограничена пятью линиями:
минимально допустимых на-
грузок по жидкости (линия
1—/), минимально допусти-
мых нагрузок по газу или
Рис. V.20.
Общий вид графика области устойчивой
работы клапанных тарелок.
(Условные обозначения приведены в
тексте.)
401
пару (линия 2—2), допустимого уноса жидкости при уме-
ренных значениях параметра Lv (линия 3—3) и при повышенных
значениях параметра Lv (линия 4—4), линией максимально до-
пустимых нагрузок на переливное устройство (линия пере-
лива 5—5). Линия перелива может находиться в двух положе-
ниях относительно линий допустимого уноса. При пересечении
линии перелива с линией допустимого уноса производительность
тарелки лимитируется как величиной уноса жидкости, так и рабо-
тоспособностью переливного устройства тарелки. При расположе-
нии линии перелива выше линии уноса производительность лими-
тируется только величиной уноса жидкости [46].
Для построения такого графика необходимо иметь:
а) уравнение линии минимально допустимых нагрузок по жид-
кости
Фо = 433 (Lv — 0,00139) (V.46)
б) уравнение линии минимально допустимых нагрузок по газу
(пару)
Фо = 9,11 Lv 4-0,142 4-0,0316/ (V.47)
в) уравнение линии допустимого уноса жидкости при умерен-
ных значениях параметра Lv
Фо = 0,283тфте [(150Ly — mH) (m0 —1)4- 2,lmH] (V.48)
при повышенных значениях параметра Lv
при те С 1
_0,283тфт,.тп (3,125 — m0) (ffiH — 29,4/.у) /V 491
0 т0 4- 0,57те—l,18mem0 ' ' '
при me > 1
0,98 (тн — 29,47 у) m^tnem0
Ф°---------1,63 —пге ( }
Коэффициент тф, входящий в эти уравнения, определяют
так:
при рп с 167,8 — 290/7 4- 118,7 Н2
/Пф = (1,12 — 0,0022рп) ( 1 — -^2-У'5 (V.51)
при рп > 167,8 — 290// — 118,7//2
тф = (3,657 —7,17Я 4-6,86№ —2,227/3) (1—-ygg-) ^1—_£п_у’5 (V.52)
Коэффициенты те, та, та рассчитывают по формулам
me=2[e]0,3 (V.53)
/ин = Н (2,28 — Н) -0,022 (V.54)
т0 = 20/ (V.55)
402
г) уравнение линии максимально допустимых нагрузок по
жидкости на переливное устройство
Ф0--у^-(Я2-3,6бг) (V.56)
Эффективное расстояние между тарелками (Н2) определяют по
уравнениям
при h с
Н2 — (Н +ft)e(ft+ft1) (V.57)
при h > /1,
Н2 = (И — h)e — 2h (V.58)
Относительную плотность газожидкостного слоя в переливном
устройстве рассчитывают по формуле
/ L\0,125 / Оп \0,06
е = °'067 (о) (-£) (V'59)
После построения области эффективной работы тарелки, огра-
ниченной линиями /—1, 2—2, 3—3, 4—4 и 5—5, на график на-
носят рабочую точку, координаты которой определяют по урав-
нениям
Lv= р^в <v-6°)
G
Фо =—4 (V.61)
Рп’-'О
Через рабочую точку и начало координат проводят рабочую
линию, которая характеризует в этом случае изменение произ-
водительности аппарата при неизменном соотношении потоков
жидкость—газ (пар). Если рабочая точка находится за пределами
области эффективной работы, необходимо изменить геометриче-
ские размеры тарелки согласно нормали и весь расчет повторить.
Если рабочая точка находится в пределах указанной области, то
далее определяют диапазон эффективной работы тарелки
Фа
"=W (V-62>
При проектировании новых и реконструкции действующих ко-
лонн должно выполняться условие п > [nl, т. е. необходимо,
чтобы расчетный диапазон был не меньше допустимого для дан-
ных условий работы. При п < [п] следует изменить геометриче-
ские размеры тарелок и весь расчет повторить (приближение произ-
водят по параметрам So, В, S2, а затем по Р и И).
403
Гидравлическое сопротивление тарелок (АР) определяют по
уравнениям
. 192Л
а) при Фо <-----------------—=
(1—6,12Д/г) У^
ДР = ДРсух + ж
(V.63)
где ДРсух = 166,8р^125Фц'25, а ДРЖ определяют в зависимости от величины Фо
по уравнениям
3,6 8,66
при — « Фо < -
У Рж УРж
ДРж = [А — 0,0377 рж5 Фо + 0,402 ( р^5Фо + 8,66 ) (h + Д/i) ] рж
8,66
при Фо>—=
V Рж
ЛРж = [Л - 0,0377 р°ж5 Фо + 6,97 (/I + Д/г) ] рж
(V.64)
(V.65)
404
Значения коэффициента А: при / = 0.05 м А = 0,00196; при 1= 0.075 и 0,1 м
А = 0,142.
13.4 . 192Я
б) при ——- > Фп >-------------7=
/рж (1 - 6,12 АЛ) /рж
ДР = / 0,95 + ^Pcyx (V.66)
Рж фо )
, л 13,4
в) при Фо>7^
ДР = 1,766Ржф2 ( 0,95 + 234QAL\ (V.67)
Ржфо /
Подпор жидкости над сливным порогом определяют по формуле
Дй = 0,687£^67
Принципиальная блок-схема гидравлического расчета абсорб-
ционных и ректификационных колонн с прямоточными клапан-
ными тарелками приведена на рис. V.21.
ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ КОЛОНН
С МНОГОПОТОЧНЫМИ СИТЧАТЫМИ ТАРЕЛКАМИ
(ТИПА МД)
Методика основана на результатах исследования гидродинамики
тарелок на полупромышленных абсорбционных стендах и обобще-
ния данных других исследователей, полученных при испытании
тарелок различного диаметра на разных системах [471. Для опре-
деления предельной скорости газа (пара) в рабочем сечении ко-
лонны рекомендуется уравнение
«7пред = A (L/G + I)-0’5 (рж/рп)й’7Н (V.68)
Для тарелок с обычными отверстиями А = 0,1 (тарелки МД
конструкции фирмы Юнион Карбайд Корпорейшен), для тарелок
конструкции ВНИИгаз и ЦКБН (верхняя кромка отверстий вы-
тянута вверх на высоту 2 мм ) А = 0,13. Уравнение (V.68) про-
верено в следующем интервале изменения влияющих параметров:
L/G = 0,2—10; рж/рц = 16—390; Fc = 0,05—0,1; Н = 0,4—0,6 м.
Максимально допустимую скорость газа (пара) в рабочем се-
чении колонны рассчитывают с учетом коэффициентов на-
грузки (Кн) и вспенивания системы (Кс)
[IT] = КЛДГпред (V.69)
Величина = 0,8—0,9. Значения коэффициента Кс приве-
дены на с. 401.
405
Площадь сечения колонны определяют как сумму площадей
рабочей части аппарата (SJ и переливных устройств (S2)
S = Kn № 4- S2) (V.70)
где Кп = 1 — 1,05.
51 " РпВЛ
о _ВЬ
Величину b принимают по табл. V.9 (вначале принимают мини-
мальное значение ширины перелива 0,2 м).
Периметр слива (в данном случае удвоенная ширина сливного
устройства) рассчитывают предварительно в зависимости от за-
данной плотности орошения на единицу длины сливной планки
и расхода жидкости
РяДу
где = 0,014 — 0,02 м3/(м-с).
После определения
диаметр аппарата
площади сечения колонны рассчитывают
D = 1.13S0-5 '
(V.71)
По табл. V.9, зная периметр слива, принимают ближайший
больший диаметр аппарата (О), соответствующий нормальному
ряду. Величину свободного сечения тарелки определяют по урав-
нению
1 6/_ZnPe«_\ р0’5
F =____________ \ « / п _______.
100 — р —1 — 3,2-10-3 [ржЛ + 772 ^У'67 + 0,04 -H-jj
(V.72)
Для тарелок с цилиндрическими отверстиями п изменяется от
2 до 3, для тарелок конструкции ВНИИгаз и ЦКБН п изменяется
от 3 до 4.
Таблица V.9. Значения, периметра сливного устройства многопоточных ситча
Число потоков на тарелке Ширина слив- ного устрой- ства, м Диаметр
1,0 1,2 1,4 1,6 1,8 2,0 2,2
2 0,2 1,85 8,35 2,7 3,05 3,5 3,95
0,3 1,8 2,3 2,65 3,0 3,45 3,90 —
4 0,2 — — 4,77 5,57 6,35 6,87 7,90
0,3 — — 4,72 5,52 6,3 6,82 7,85
6 0,2 ' — — — — — 11,03 12,54
0,3 — — — — — 11,05 12,49
406
Общее сопротивление тарелки АР определяют как сумму со-
противлений сухой тарелки АРсух и барботажного слоя АРЖ.
Для расчета этих составляющих используют уравнения
ДРсух = §
Рн^пред
2gF?
(V.73)
Для тарелок с цилиндрическими отверстиями £ = 2, для тарелок конструк-
ции ВНИИгаз и ЦКБН (верхняя кромка отверстий вытянута вверх) £ = 1,6.
ДРж — рж§ (h -f- ДЛ)
(V.74)
где ДЛ = 0,96Z.j>67.
Для определения
висимость
высоты пены на тарелке рекомендуется за-
Нп =
ДРж
Рж£е
(V.75)
где е = 0,25 0,33
Высоту «светлой» (/г') и вспененной жидкости (//„ер) в пере-
ливном устройстве рассчитывают по уравнениям
h' = h + \h + - (V-76) Т/'пер = (V.77)
Ржб ь
где АРЖ. п принимают равной 300—400 Па. Значения относитель-
ной плотности вспененной жидкости в переливном устройстве (е')
приведены ниже:
Интенсивность
пенообразавания системы
Слабая ......................
Средняя ....................
Сильная .....................
Плотность орошения, м’Дм.с)
<0,018 0,018—0,0278 >0,0278
0,65 0,6 0,5
0,55 0,5 0,4
0,4 — —
•Для расчета величины вылета струи в переливном устройстве
рекомендуется уравнение Боллеса
у = 0,8]/ Д/1 (// + Л — h')
(V.78)
тых тарелок (в м)
колонны (£>), м
2,4 2,6 2,8 3,0 3,2 3,4 3,6 3,8 4,0
— —
. — — — — —
8,30 8,75 9,0 10,8 11,38 12,20 12,80 13,6 14,4
8,25 8,7 8,95 10,75 11,35 12,15 12,75 13,55 14,35
12,78 13,78 14,54 15,94 17,29 17,83 19,44 20,69 23
12,73 13,73 14,49 15,89 17,24 17,78 19,39 20,64 23,5
407
При проектировании аппаратов необходимо определить пло-
щадь наиболее узкого свободного сечения сливного устройства
$сл=—(V.79,
Рж F ж.п
Для тарелок без затворной планки К3. п = 190, при наличии
затворной планки К3. п = 250.
Для обеспечения нормальной работы колонны необходимо,
чтобы соблюдались следующие условия
Я,,.-Я —0,05 (V.80)
<V.81)
А/<0,6й (V.82)
Рис. V.22.
Принципиальная блок-схема гидравлического расчета многопоточных ситчатых тарелок*
408
Если в процессе расчета условие (V.80), (V.81) или (V.82)
не выполняется, необходимо в первых двух случаях увеличить
межтарельчатое расстояние, а в последнем — ширину сливного
устройства. При отсутствии таких возможностей следует увели-
чить диаметр колонны.
Принципиальная блок-схема гидравлического расчета абсорб-
ционных и ректификационных колонн с многопоточными ситча-
тыми тарелками представлена на рис. V.22.
ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ КОЛОНН С ПРОВАЛЬНЫМИ
ТРУБЧАТО-РЕШЕТЧАТЫМИ ТАРЕЛКАМИ
Для определения предельной скорости газа (пара) в свободном
сечении аппарата с трубчато-решетчатыми тарелками (или ско-
рости «захлебывания») рекомендуется следующее уравнение
/п ч—0 6/ / . „4—0,48,0,25
ИГпред = 0,645Ес (4+ ’8) ° (V’83)
Чтобы уравнение (V.83) можно было использовать при проект-
ных расчетах, необходимо выразить диаметр аппарата через объем
и скорость газа (пара). Если проделать необходимые в связи
с этим преобразования, то уравнение (V.83) можно представить
в следующем виде:
»гг[е. = 0,286 (-) (£1) (3-+1-8) (V”>
Эти зависимости проверены в следующем диапазоне изменения
влияющих параметров: L/G = 0,5—40; ри/рж = 0,012—0,045;
Fc = 0,07—0,24; D = 0,2—2,2 м.
Известно, что оптимальный режим работы абсорбционных и
ректификационных колонн, при котором достигается максималь-
ный съем продукции с единицы объема массообменной аппаратуры,
обеспечивается при нагрузках, близких к предельным. Поэтому
максимально допустимая скорость газа (пара), по которой рас-
считывают диаметр аппарата, принимают равной 80—85% от ско-
рости «захлебывания», т. е. [W ]max = 0,85U7npKl.
При проектном расчете после определения максимально допу-
стимой скорости газа (пара) рассчитывают диаметр аппарата
D= lAt [№]рп (V'85)
Далее по нормали принимают ближайший больший диаметр
колонны и, если значение диаметра, вычисленное по уравне-
нию (V.85), будет существенно отличаться от принятого по нор-
мали, уменьшают первоначальное свободное сечение тарелок так,
чтобы при новом диаметре фактическая скорость газа (пара) также
была бы равна 0,85Я711ред. В противном случае увеличение диа-
409
метра приведет к уменьшению диапазона эффективной работы та*
релок и аппарата в целом. Может быть и другой вариант — по
нормали принимают ближайший меньший диаметр колонны, но
тогда, исходя из тех же соображений, увеличивают свободное
сечение тарелок.
Расчетные уравнения для определения сопротивления труб-
чато-решетчатых тарелок при скорости подвисания (вступления
тарелки в работу), максимально допустимой скорости газа (пара)
и скорости «захлебывания» имеют вид
а) для тарелок без сетки
/ I \0,26
ДРподв=45^) (V.86)
/ I \0,2
APmax = 230(^j (V.87)
/ I \0,2
ДРпред = 290 (-gj (V.88)
б) для тарелок с сеткой
(L \ 0,26
(V.89)
/ I \0. Ч
ДРгоах= 400^ (V.90)
/ L \°.и
ДРпред — 500 (V.91)
Уравнения, предложенные в работе [50], дают завышен-
ные сопротивления в точках захлебывания при плотностях газа
(пара) более 5 кг/м3 [48]. С увеличением соотношения потоков
(L/G) разница между фактическими и расчетными значениями
сопротивлений возрастает.
Для определения величины относительной плотности «пены»
на тарелке при скорости «захлебывания» рекомендуется уравнение
/ I \ 0,12
епред = Д(-£-) (V.92)
Для тарелок без сетки А = 0,154, для тарелок с сеткой
А = 0,175.
Расстояние между тарелками следует определять по усло-
виям работы колонны при нагрузках, соответствующих точке
«захлебывания», с тем чтобы обеспечить возможность эксплуата-
ции аппарата во всем интервале устойчивой работы тарелок.
Известно, что расстояние между тарелками должно быть больше
или равно сумме высот вспененного слоя жидкости (Яп) и сепа-
рационного пространства (Нс)
Н^НП + НО (V.93)
410
Высоту «пены» рассчитывают по уравнению
р W'2
др-g—2n-npeS
2Р2 (1 -т)2
Яп=----------£------
Рж£е
где £ — коэффициент сопротивления «сухой» тарелки.
£ = О,54Р“0,2 (1 — Fc)2
(V.94)
(V.95)
Долю свободного сечения тарелки, занятую стекающей жид-
костью, определяют по уравнению
где коэффициент истечения жидкости через щели тарелок ц = 0,62.
Для абсорбционных и ректификационных колонн ГПЗ высоту
сепарационного пространства (Н(.) можно принимать равной 0,1—
0,15 м.
Диапазон устойчивой работы тарелок определяют по урав-
нению [49]
/ _L + 5 \°'48
п = С I —----- (V.97)
\4+1’8/
Для тарелок без сетки С = 2, для тарелок с сеткой С = 3.
ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ КОЛОНН С ПРОВАЛЬНЫМИ
РЕШЕТЧАТЫМИ ТАРЕЛКАМИ
Для определения предельной скорости газа (пара) в свободном
сечении аппарата с провальными решетчатыми тарелками при
L/G = 0,5—20 рекомендуется уравнение
FcD°-25p^3a0-3 , L е \—0,39
^пред — 2 о 125 0,68 . 0,07 0,08 ( G + ) (V.98)
“ f’n Гп Рж '
Для проведения проектного расчета уравнение (V.99) необхо-
димо представить так
/ G \ 0,01
^пред=1,7(-^)
\ Рп“ /
0 89 0 47 а0,267
XoVo—-(-G-+0’05) <V’")
ЭП 1‘п Рж '
Эти зависимости проверены в следующем диапазоне изменения
влияющих параметров: рп = 0,3—60 кг/м3; рж = 300—1000 кг/м3;
= (1—10)-10“5 Н-с/м2; = (0,1—4)-10'3 Н-с/м2; ст =
= (5—73) • 10 3 Н/м; Fc = 0,1—0,3; D = 0,2—1,8 м.
411
Сопротивление решетчатых тарелок и относительную плот-
ность «пены» рекомендуется определять по уравнениям
/ L \0.25
АРаахл = 300 (V.100)
ДЛпах = 250 j (V.101)
8пред = 0,24 (V.102)
При L/G = 0,5—20 интервал устойчивой работы решетчатых
тарелок составляет примерно 2,6.
Порядок проектного и поверочного расчета аппаратов
с привольными тарелками (на примере решетчатых
тарелок)
Проектный расчет. Определяемые параметры: диаметр колонны и расстоя-
ние между тарелками. Известны по условию задачи: производительность аппа-
рата, соотношение потоков жидкость—газ (пар), физические свойства газа (пара)
и жидкости.
1. Принимают основные размеры тарелки — свободное сечение и ширину
щели (свободное сечение уточняется в дальнейшем).
2. Рассчитывают предельную скорость газа'или пара (скорость «захлебы-
вания») по уравнению (V.99).
3. Определяют максимально допустимую скорость газа (пара), исходя из
условия [W ] = 0,85-Д7пред.
4. По максимально допустимой скорости газа (пара) находят диаметр аппа-
рата по уравнению (V.85) и по нормали принимают ближайшее значение диа-
метра. Далее определяют фактическую скорость газа в аппарате (с учетом уточ-
ненного диаметра) и если максимально допустимая и фактическая скорость газа
(пара) будут существенно различаться, необходимо изменить принятое ранее
свободное сечение с тем, чтобы фактическая рабочая скорость газа (пара) была бы
равна 0,851Гпред.
5. Определяют сопротивление тарелки по уравнению (V. 100) и относитель-
ную плотность «пены» (газожидкостного слоя на тарелке) по уравнению (V.102).
6. Рассчитывают сопротивление сухой тарелки по уравнению
Д72 р
ДРСух = 5--------------- (V.103)
2gF2(l-T)2
где коэффициент сопротивления «сухой» тарелки
/ а \о,2
g = 1,75 (1 — Fc)® (-g-)
Величину т находят по уравнению (V.96).
7. Рассчитывают высоту «пены» на тарелке по уравнению (V.94), прини-
мают высоту сепарационного пространства (Нс = 0,1—0,15 м).
8. Определяют расстояние между тарелками, исходя из условия (V.93).
Поверочный расчет. Определяемыми параметрами являются предельная
скорость газа (пара) и пропускная способность колонны при максимально до-
пустимой скорости газа или пара (при И НП-\-Нс).
1. Рассчитывают предельную скорость газа или пара по уравнению (V. 98).
2. Определяют максимально допустимую скорость газа или пара (см. п. 3
проектного расчета). По этой скорости рассчитывают производительность колонны
и сравнивают ее с заданной производительностью.
412
Дальнейший расчет, начиная с п. 5, производят по схеме проектного расчета.
Для успешного использования аппаратов с провальными тарелками необ-
ходимо учитывать следующие общие рекомендации:
а) при изменении скорости газа (пара), а также соотношения потоков жид-
кость—газ и физических свойств взаимодействующих фаз по высоте колонны рас-
четы следует производить для нескольких сечений аппарата;
б) в колоннах с провальными тарелками через 5—10 рабочих тарелок це-
лесообразно устанавливать перераспределители газа (пара) и жидкости. Для
этих целей можно использовать, например, такие же тарелки, но с большим (на
30—40%) свободным сечением. Это создает условия для более равномерной ра-
боты тарелок по всей высоте аппарата за счет ослабления «пульсационного вза-
имодействия» контактных устройств, что в свою очередь способствует более плав-
ному изменению эффективности при колебаниях расхода материальных потоков;
в) соседние тарелки следует устанавливать так, чтобы щели на одной та-
релке были расположены перпендикулярно щелям другой тарелки;
г) в аппаратах с провальными тарелками для бокового отбора жидкости сле-
дует устанавливать так называемые глухие тарелки.
Глава 6
ТЕПЛООБМЕННОЕ ОБОРУДОВАНИЕ
ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ
В процессах переработки углеводородных газов широко приме-
няют различные виды теплообменной аппаратуры, вес которой
составляет 30—40% от общего веса аппаратуры ГПЗ.
Наиболее распространены в процессах переработки газа тепло-
обменные аппараты кожухотрубчатого типа. Это обусловлено
большим опытом их эксплуатации, кроме того, в промышленности
освоено производство широкой номенклатуры аппаратов для раз-
личных давлений, температур и сред. Немаловажным фактором
является и наличие отработанных инженерных методов расчета
теплоотдачи и гидродинамики кожухотрубчатых аппаратов.
Машиностроительные заводы изготавливают в настоящее время
кожухотрубчатые теплообменные аппараты с поверхностью тепло-
обмена от 1 до 1500 м2, рассчитанные на давление от вакуума
до 10,0 МПа и температуру от —70 до 540 °C. Аппаратуру выпу-
скают по 12’Государственным стандартам и пяти сборникам тех-
нических проектов.
Чаще всего на ГПЗ используют кожухотрубчатые теплообмен-
ники жесткой конструкции (рис. V.23, а) и с плавающей головкой
(рис. V.23, в). В аппаратах жесткой конструкции трубный пучок
закреплен в неподвижных трубных решетках. Эти теплообменники
применяют при разности температур теплоносителей на входе
в аппарат не более 50 °C. При более высокой разности температур
применяют теплообменники с плавающей головкой. При этом
предотвращаются опасная температурная деформация труб и на-
рушение плотности их соединения с трубными решетками.
413
По характеру движения теплоносителей кожухотрубчатые теп-
лообменники могут быть одноходовыми (рис. V.23, а) и многохо-
довыми (рис. V.23, б) как по трубному, так и межтрубному ^про-
странству.
Увеличение числа ходов ведет к возрастанию коэффициента
теплопередачи.
Кожухотрубчатые аппараты имеют ряд существенных недо-
статков. Основные из них: громоздкость, металлоемкость, сравни-
тельно небольшая удельная поверхность теплообмена. Поэтому
в отдельных узлах технологических установок, особенно в блоках
большей единичной мощности, приходится применять несколько
либо параллельно, либо последовательно работающих аппаратов,
что нецелесообразно с точки зрения экономики, технологии и ре-
гулирования процесса. В последнее время созданы пластинчатые
теплообменные аппараты из листового материала с более высо-
кими коэффициентами теплопередачи и обладающие меньшей
удельной металлоемкостью по сравнению с кожухотрубчатыми
[51].
Машиностроительные заводы выпускают пластинчатые тепло-
обменники с широким диапазоном поверхностей теплообмена: раз-
борные от 2 до 400 м2 и сварные от 20 до 600 м2. Разборные тепло-
обменники работают при давлении до 2,5 МПа и температурах
от —30 °C до 200 °C. Сварные пластинчатые теплообменники могут
работать при давлениях до 3,9 МПа и температурах от —150 °C
до 400 °C. Температурный предел определяется материалом уплот-
нительных прокладок и конструкций сварных соединений.
В пластинчатом теплообменном аппарате поверхность тепло-
обмена представляет собой гофрированные пластины, которые рас-
положены параллельно друг другу таким образом, что между
ними остаются щелевидные каналы для рабочих сред. При таком
конструктивном решении теплопередающая поверхность может
быть выполнена из листового материала небольшой толщины,
а каналы для теплообменивающихся сред могут иметь минималь-
ное сечение. К тому же благодаря параллельному размещению
пластин и небольшому расстоянию между ними достигается такая
компактность, которая недостижима в кожухотрубчатом теплооб-
Рис. V.23.
Кожухотрубчатые теплообменники жесткой конструкции:
а — одноходовой; б — многоходовой; в — с плавающей головкой: 1 — корпус; 2 —
трубная решетка; 3 — трубы; 4 — крышки; 5 — перегородки в крышках; 6 — перего-
родки в межтрубном пространстве; 7 — подвижная трубная решетка.
414
пластинчатого теплообменника.
Рис. V.24.
Пакет пластин сварного
Рис. V.25.
Гофрированные пластины в пакете»
меннике. Таким образом, основу конструкции пластинчатых тепло-
обменников (рис. V.24) составляют гофрированные пластины
(рис. V.25), позволяющие турбулизовать пограничный слой при
значениях числа Рейнольдса 50—200, что приводит к улучшению
технологической характеристики аппарата. Поэтому при равной
тепловой нагрузке габариты и масса пластинчатых теплообмен-
ников меньше чем кожухотрубчатых.
Пластинчатые теплообменники обладают следующими преиму-
ществами по сравнению с кожухотрубчатыми: при одной и той же
поверхности теплообмена габариты и масса их меньше; из-за более
низкого термического сопротивления требуется меньшая поверх-
ность теплообмена. При одних и тех же режимах движения среды
коэффициент теплопередачи в пластинчатых теплообменниках
в 2—3 раза выше, чем в кожухотрубчатых 152].
По конструктивному признаку соединения пластин между
собой пластинчатые теплообменные аппараты можно разделить
на разборные, полуразборные и неразборные (сварные, блочные).
Каждый из трех типов применяют в зависимости от степени до-
ступности поверхности теплообмена для осмотра и механической
чистки. В разборных теплообменниках межпластинчатые каналы
уплотняют с помощью прокладок.
После сборки и сжатия пластин в пластинчатом теплообмен-
нике образуются две системы герметичных каналов для рабочих
сред с различным направлением движения в каждой из них.
Пластины, между которыми одна из рабочих сред движется только
в одном направлении, составляют пакет. Один или несколько
пакетов, сжатых между плитами, образуют секцию теплообмен-
ного аппарата. Принципиальная схема движения потоков в двух-
415
Рис. V.26.
Принципиальная схема движения потоков в пластинчатом теплообменном аппарате.
пакетном теплообменнике представлена на рис. V.26. Каждая пла-
стина в аппарате с одной стороны находится в соприкосновении
с охлаждающей средой, а с другой — с охлаждаемой. Чередова-
ние межпластинчатых каналов для каждой из сред в пакете осу-
ществляется соответствующим набором пластин, различающихся
между собой расположением уплотнительных прокладок.
Обычно компоновку пластин и направление движения рабочих
сред изображают на плоских схемах. На рис. V.27 показаны
плоские схемы возможной компоновки в теплообменном аппарате
семи пластин. Краткая запись схемы компоновки пластин пред-
ставляет собой дробь, число цифр в числителе и знаменателе
которой показывает число пакетов, а значение цифр — число ка-
Рис. V.27.
Плоские схемы компоновки пластин
теплообменного аппарата:
3 3
а— Сх—; б — Сх ; в — Сх X
I-H+I
1+1+1
416
налов в них соответственно для одной и другой рабочих сред.
Так, на рис. V. 27, а показана схема компоновки односекционного
теплообменного аппарата, представляющего собой один пакет из
семи пластин с тремя параллельными каналами для каждой ра-
бочей среды. Формула компоновки этого аппарата будет иметь вид:
Сх * 't-
возможны и другие варианты компоновки пластин в этом аппа-
рате. Например, направляя поток одной рабочей среды последо-
вательно в каждый межпластинчатый канал аппарата (рис. V.27, б),
получим для этой рабочей среды три пакета с одним каналом
в каждом пакете. В этом случае формула компоновки имеет вид:
з
Сх у-j г При последовательном движении потоков обеих сред
через каждый канал (рис. V.27, в) движение осуществляется по
„ 1 + 1 + 1
схеме: Сх ' . ..
1 т 1 т '
Таким образом, в разборном пластинчатом теплообменном ап-
парате теплопередающую поверхность можно скомпоновать, ис-
ходя из оптимального числа каналов в пакете и пакетов в секции
для каждой рабочей среды. Это позволяет более эффективно при-
менять пластинчатые теплообменные аппараты в широком диапа-
зоне изменения расходов и давлений для каждой из рабочих сред.
Существенный недостаток разборных пластинчатых теплооб-
менников — большое число прокладок в узлах уплотнения. Про-
кладочные материалы, используемые для изготовления прокладок,
характеризуются ограниченной тепловой и коррозионной стой-
костью и, следовательно, они снижают надежность работы всей
конструкции аппарата. Поэтому применение разборных пластин-
чатых теплообменников наиболее целесообразно, когда необхо-
димы осмотр и механическая чистка всей поверхности теплообмена.
Иногда одна из рабочих сред не оставляет на поверхности
теплообмена загрязнений, требующих обязательной разборки ап-
парата. Тогда можно использовать полуразборные пластинчатые
теплообменники. Основное отличие их от разборных аппаратов —
применение попарно сваренных пластин, образующих неразбор-
ные каналы для одной из рабочих сред. Узлы из попарно сварен-
ных пластин соединяют в пакет и уплотняют с помощью прокла-
док; между ними делают разборные каналы. При таком конструк-
тивном исполнении аппарата вдвое уменьшается число прокладок
в нем и, следовательно, увеличивается надежность работы аппа-
рата в целом.
Еще более надежны неразборные сварные пластинчатые тепло-
обменные аппараты, пластины которых полностью соединены
между собой контактно-шовной электросваркой. Иногда изготов-
ляют блочные сварные аппараты, состоящие из унифицированных
* Сх — схема.
Т/й 14 Берлин M. А. н др.
417
сварных блоков. Блок представляет собой несколько пластин
с размещенными между ними (через одну) металлическими про-
ставками, необходимыми для образования в соответствии с при-
нятой схемой компоновки каналов для входа и выхода рабочих
сред. Пластины вместе с металлическими проставками собирают
сваркой. Блоки соединены между собой с помощью втулок с про-
кладками, что позволяет компоновать блок по параллельной или
последовательной схемам движения рабочих сред в них.
Таким образом, изменяя число блоков, можно в полностью
изготовленном теплообменном аппарате менять не только число
ходов и скорость рабочей среды, но и поверхность теплообмена.
При выходе из строя одного из блоков его можно легко заменить,
что значительно повышает эксплуатационную надежность свар-
ного пластинчатого теплообменного аппарата. Вследствие высо-
кого давления на ГПЗ можно применять только неразборные теп-
лообменники сварного типа.
Одно из наиболее важных достижений в области теплообмена
за последние годы — переход от водяного охлаждения к воздуш-
ному. В настоящее время аппараты воздушного охлаждения
(АВО) все шире начинают применять в газоперерабатывающей
промышленности. На новых ГПЗ водяное охлаждение практи-
чески полностью отсутствует. Это объясняется большой экономич-
ностью и надежностью работы АВО.
При наличии воздушного охлаждения уменьшается потребле-
ние охлаждающей воды и количество сточных вод, сокращаются
затраты труда на очистку аппарата в связи с отсутствием отло-
жений накипи, снижаются расходы на эксплуатацию оборотного
водоснабжения и др.
Применение в качестве охлаждающей среды воздуха предо-
твращает коррозию наружной поверхности труб.
Аппараты воздушного охлаждения характеризуются простотой
обслуживания и высокой надежностью работы, исключающей не-
обходимость установки резервных аппаратов. В случае остановки
вентилятора аппараты воздушного охлаждения могут работать
с нагрузкой 25—30% от расчетной благодаря естественной тяге.
Из-за низкой тепловой инерции АВО изменение количества и тем-
ператур, поступающих на охлаждение потоков, резко влияет
на работу аппарата. Поэтому в них легче, чем в водяных аппа-
ратах, регулировать температуру охлаждаемого продукта.
Один из основных недостатков АВО — большие габариты.
Однако этот недостаток компенсируется возможностью монтажа
аппаратов на более высоких отметках, чем какое-либо другое обо-
рудование (над трубопроводными эстакадами, емкостями и др.).
К недостаткам АВО относится также большой шум, создаваемый
работающими вентиляторами.
Основные узлы аппаратов воздушного охлаждения: трубный
пучок с коллекторами и рамой (секция); вентилятор с приводом;
регулирующие устройства и опорная часть.
418
Рис. V.28.
Схемы аппаратов воздушного охлаждения:
а — горизонтального; б — вертикального; а — зигзагообразного.
Аппараты воздушного охлаждения классифицируют по двум
основным признакам — назначению и конструкции. По назначе-
нию они делятся на холодильники и конденсаторы. В основу кон-
структивного деления аппаратов воздушного охлаждения положен
принцип расположения теплопередающей поверхности. В зависи-
мости от конструкции они делятся на горизонтальные, вертикаль-
ные, шатровые, кольцевые, зигзагообразные.
Аппарат горизонтального типа с горизонтально расположенной
теплоперёдающей поверхностью показан на рис. V.28, а. Такое
конструктивное решение значительно упрощает монтаж и обслу-
живание аппарата и кроме того позволяет полностью использовать
подъемную силу нагретого воздуха, особенно при работе аппарата
в режиме естественной конвекции. Основной недостаток горизон-
тальных АВО — большая занимаемая ими площадь — она в 4—
10 раз больше, чем площадь, занимаемая кожухотрубчатыми аппа-
ратами. Однако, поскольку они не требуют строительства градирни
и могут устанавливаться над оборудованием, эстакадами и др.,
этот недостаток можно считать несущественным.
Аппараты воздушного охлаждения вертикального типа
(рис. 28, б) характеризуются вертикальным расположением тепло-
передающей поверхности. Вентилятор в этом случае располагают
сбоку. Аппараты вертикального типа применяют на установках,
где требуются относительно небольшие поверхности охлаждения.
Вертикальные аппараты занимают небольшую площадь, поэтому
они особенно удобны при модернизации или расширении произ-
водства, когда увеличение поверхности теплообмена лимитируется
отсутствием площади для ее размещения.
Изображенный на рис. V.28, в аппарат с зигзагообразным рас-
положением секций является одной из наиболее распространен-
ных модификаций.
Однотипные аппараты могут быть соединены в блоки, состоя-
щие из двух, трех и более аппаратов. Воздух подается на труб-
ный пучок при помощи осевого вентилятора. Подачу воздуха
варьируют изменением наклона лопастей. Для интенсификации
теплопередачи со стороны воздуха трубы имеют оребрение. В на-
14* 419
стоящее время по технической документации, разработанной во
ВНИИнефтемаш, серийно выпускают аппараты воздушного охлаж-
дения с оребренной поверхностью теплообмена от 100 до 20 000 м2,
рассчитанные на давления от 6 до 31,4 МПа, в различных мате-
риальных исполнениях. Разработаны также специальные техни-
ческие условия, по которым изготавливают аппараты воздушного
охлаждения в северном исполнении для работы при температуре
до —55 °C.
ОСНОВЫ ПРОЕКТНОГО И ПОВЕРОЧНОГО РАСЧЕТОВ
ТЕПЛООБМЕННЫХ АППАРАТОВ
Наиболее распространенные виды расчетов теплообменных аппа-
ратов в процессе проектирования новых и реконструирования
действующих ГПЗ — проектный и поверочный. Эти расчеты
в свою очередь основаны на тепловых и гидромеханических рас-
четах (классификация расчетов взята по [53]). Поскольку в про-
цессе расчета пластинчатых теплообменников осуществляют их
компоновку из отдельных секций, в состав проектного и повероч-
ного расчетов этих теплообменников входит и конструктивный
расчет.
В гл. 1 раздела IV (см. с. 289) был дан расчет материального
и теплового балансов, в результате которого определялось коли-
чество передаваемого тепла, фазность и параметры потоков, уча-
ствующих в теплообмене. Из теплового и материального балансов
были получены основные исходные данные для проектного и по-
верочного расчетов. При проектном расчете определяют площадь
теплопередающей поверхности и гидравлическое сопротивление
в аппарате. При этом, по данным технологического расчета и
определенной в проектном расчете теплопередающей поверхности,
выбирают стандартный аппарат, а затем рассчитывают его гид-
равлическое сопротивление.
При поверочном расчете определяются режимы работы тепло-
обменника или теплопотери, если известны конструкция, число
и компоновка аппаратов (т. е. заданы поверхность теплообмена
и схема тока теплоносителей).
Основа проектного и поверочного расчетов — расчет тепло-
передачи в теплообменниках различной структуры, т. е. с раз-
личными схемами тока сред. По мере усложнения структуры
теплообменником можно выделить три основные их группы
(рис. V.29):
1. Теплообменник, представляющий собой теплопередаточный
элемент или элементарную схему тока сред (например, противо-
точный, прямоточный аппарат и др.).
2. Ряд элементов (или соответственно аппаратов).
3. Комплекс элементов (совокупность аппаратов с различными,
более сложными по сравнению с рядами схемами тока сред).
Теплопередаточный элемент является главной, характерной частью
420
Классификация схем тока сред в теплообменнике.
Рис. V.29.
любого теплообменного аппарата. В свою очередь, на расчете
теплопередачи в элементе основан практически любой расчет
теплообменников.
В настоящее время специфику схемы тока при расчете сред-
него температурного напора Д^р принято учитывать с помощью
поправочного коэффициента ед/ по формуле
-- А^ср. ЛОГеЛ^
(V.104)
где среднелогарифмический температурный напор при противотоке
[А^ср. ЛОГ —
(^ОН -- ^вк) -- (^ОК -- ^вн)
(V.105)
| ^он ~~ ^вк
---------- ^вн
Существуют традиционные графики ед/ = / (Р, А>) для раз-
личных схем соединений аппаратов в теплообменнике. Эти гра-
фики описывают около 70% элементарных схем тока. Не охва-
чено расчетом более 90% комплексов аппаратов и все ряды из
разных элементов. Недостатками такого традиционного подхода
являются также громоздкость его реализации на ЭВМ вследствие
частного характера методов, неточность расчета на границе об-
ласти существования процесса теплопередачи.
Г. Е. Каневцом [53] предложен более общий метод расчета
теплопередачи в элементах, рядах и комплексах аппаратов, реа-
лизованный в большинстве отечественных алгоритмов технико-
экономической оптимизации теплообменников. Указанный метод
свободен от перечисленных выше недостатков. Поэтому мы реко-
мендуем его к практическому использованию и приводим его
краткое изложение.
14 Берлин М. А. и др. 421
Теплопередача в элементе
Параметры процесса теплопередачи в элементе любого типа свя-
заны системой уравнений
А = ОоСоПпо = <ЯК-<вн = 1 (V. 106)
бв^вИпВ ^он *ОК
Фэ = -!р—2к- = -4- (V. 107)
‘ОН *вк <А
причем функция тепловой эффективности элемента
Фэ = 2 [Z + (Л 4- 1)] exp(SZ) + [Z - (Л + 1)1 (V-108)
Z = /(Л + 1)2 —4рЛ (V. 109)
число единиц переноса тепла в элементе
5—
бС0ЦПо
Здесь Go, Со, iQS, t0K, т]по — расход, теплоемкость, начальная и конечные
температуры, потери тепла среды, отдающей тепло; GB, Св, ZBB, tbK, цов — соот-
ветствующие величины среды, воспринимающей тепло.
Входящий в Z индекс противоточности элемента р, имеющий значения от 0
до 1, —очень важный показатель теплопередаточного совершенства, учитываю-
щий специфику схемы тока. В литературе приведено около 20 значений р для
элементарных схем тока и их комплексов, причем для каждой схемы принято,
что р = const.
Для обеспечения надежности расчета .теплопередачи была про-
ведена проверка, корректировка известных данных, а также по-
лучены новые значения для ряда распространенных либо перспек-
тивных элементов. При этом учитывалось, что р = f (Ф, A)^const.
В табл. V. 10 приведены результаты проверки, корректировки
известных и нахождения новых усредненных значений р и пре-
делов их изменения рмич, рмакс, а также предельной вед/манс и
средней 8ед/ относительных погрешностей расчета теплопередачи
при усреднении р. Из табл. V.10 следует, что ёеД/ не превышает
0,42, а еЕД/1акс — 0,75% (за исключением схем 17 и 18). Эго по-
зволяет с высокой точностью определять неизвестную пару вели-
чин из набора (/Q;I, t ,к, /вч, /чк, G , G,,, т]по, Л™) ПРИ использовании
описанной выше обобщенной модели процесса теплопередачи
в элементе.
При проведении расчетов площади теплопередающей поверх-
ности обычно используют поправки ед< (Р, R) к среднему лога-
рифмическому температурному напору при противотоке. Однако
графики и таблицы, приведенные в литературе, имеют серьезные
недостатки: известны данные лишь для ограниченного числа схем,
при р —> рмакс, т. е. в окрестностях границы реальности процесса
теплопередачи величина ед/ стремительно приближается к нулю.
Следовательно, в этой области точность пользования таблицами
и графиками резко падает. Кроме того, около половины всего
422
Таблица V. 10. Результаты проверки, корректировки и нахождения
новых значений индекса противоточности элементарных схем тока
Номер I схемы Схема тока ft. <5 X X S ft. S х=> 0s- X <q < со р (из лите* ратуры) о^
1 Прямоток 0 0 0 0 0 0 0
2 Противоток 1 0 1 1 0 1 0
3 Смешанный ток Z ходи в=1 0,500 0 0,500 0,500 0 0,50 0
4 Смешанный ток, 4 хода в=/ ~□ ( -—. 0,497 0,028 0,490 0,500 0,282 0,45 9,5
5 Смешанный ток, 6 ходов 8=1 ~ ~ ~ 1 1 0,496 0,016 0,488 0,500 0,164 0,44 11,3.
6 Смешанный тик,четное- бесконечное vuc/io хсЗов 8=1 0,496 0,034 0,488 0,500 0,155 0,44 11,3
7 .мешанный ток, 3 хода 8=2. -- - > ( * 0,558 0,040 0,555 0,575 0,537 Нет
8 Смешанный ток, 5ходов 8=1,5 С ~ .1 0,518 0,027 0,512 0,525 0,359 Нет Нет
14*
423
Продолжение табл. V.10
Номер схемы Схема тока а. о4 <! W 1 ш X X 2 Рмакс X Я <J р (из лите- ратуры) X® о4 ад0.
9 Смешанный тон, 7 ходов В=1,33 1 т - ) t -Т~—* 0,506 0,029 0,500 0,510 0,402 Нет Нет
10 Сметанный ток, 9 ходов В*1,25 0,502 0,024 0,495 0,507 0,301 Нет Нет
11 Смешанный тон, нечетное бесконечное число ходов, B2J 0,496 0,061 0,492 0,502 0,730 Нет Нет
12 Смешанный тон, 3 хода В-0,5 С г 0,434 0,088 0,367 0,444 0,748 Нет Нет
13 Смешанный тан, 5ходов В-0,57 0,472 0,055 0,402 0,480 0,324 Нет Нет
14 Смешанный ток, 7ходо8,В=0,75 С J с/* ) 0,484 0,137 0,446 0,490 0,443 Нет Нет
15 Смешанный ток,нечетное бесконечное число ходов, BS. 1 0,496 0,275 0,489 0,500 0,734 Нет
16 Перекрест кратный наем обе лный /г с пер их сре 1 ♦ ок, одно - *кешида- 0,496 •0,012 0,491 0,500 0,133 0,56 —12,2
424
Окончание табл. V.10
I Номер I 1 схемы 1 Схема тока о4- < 0) 1 <м X X ^2 Рмакс ееД/макс» % р (из лите- ратуры) % ld3
Перекрестный ток,одно-
кратный, с разделением
нь е стр Холодной 0,34 0,500 0,640 4,41 0,57 0
17 ♦ среды 0,570
* Горячей среды 0,595 0,42 0,513 0,700 3,17 0,57 4
ГТ
объема таблиц относится к нереальным условиям теплопередачи,
т. е. не содержит численной информации.
Для исключения этих недостатков можно применить простой
прием — ввести новый температурный комплекс
N=----—
Рмакс
где граница реальности процесса
2
Рмакс - + !) + 2^
Zu = /(«+ 1)«-4рЯ
(V-110)
(V.112)
(V.111)
После замены
принимает вид
переменных обобщенное выражение поправки
1 — Л^Рмакс
1П -----7777----
Р 1 — аЛ/Рмэкс
-----7ГП--------
(V. 113)
при R = 1
_ ^Рмакс
“ у 1-Л/Рмзкс
(V. 114)
причем
У 1—N (1—Zp) Рмакс
In
(V.115)
1 — N
Значения ед/ остаются неизменными при замене R на А = ~ .
f\
Приведенные обобщенные выражения ед< можно использовать
для расчета поверхности не только элементов, но и рядов и ком-
плексов аппаратов, если для них известны значения индексов
противоточности р. Таким образом, область приложения расчетов
теплопередачи значительно расширяется.
425
Теплопередача в ряду аппаратов или элементов
Математическая .модель ряда элементов по форме записи адек-
ватна математической модели отдельного элемента, описанной на
стр. 422—425. Специфика ее в том, что входящие в уравнения
связи ZnH, t0K, t„„, — температуры на концах ряда, а не эле-
мента. Специфична также запись функции эффективности ряда
элементов Фэр. Она зависит от двух факторов: 1) от схемы дви-
жения теплоносителей в ряду (общий прямоток Пп = 0, общий
противоток Пп = 1); 2) от унификации элементов в ряду (одина-
ковые элементы — Пу = 0; разные элементы — Пу = 1). Следова-
тельно, возможны четыре вида рядов элементов.
Опустив выводы, рассмотрим итоговые записи Фэр для харак-
терных случаев (в этих выражениях для разграничения величин,
характеризующих ряд и элемент, присвоим последним индекс э):
1. Различные элементы, общий прямоток (Пу = 1; Пи = 0),
»=пр /=1-1
Ф9Р= X Фээ. П [1-ф (Лэ +1)] (V.116)
«=1 1 |=1
2. Различные элементы, общий противоток (Пу =1; Пп = 1)
‘=пр /=<-1
V Фээ>' П 1^Фээ/
1 - ^Э^ФэЭ; 1 - ^ЭуФэЭу
ф-р - ----------- (у-"71
_МЧ_ гт
‘ - ЛЭ(.ФЭЗ(. “ I - "4э (Фээ !
1=1 /=1
3. Одинаковые элементы, общий прямоток (Пу = 0; Пп = 0)
_ 1 —[1 —Фзэ(Лэ + 1)]пр
Фэр----------(V. 118)
4. Одинаковые элементы, общий противоток (Пу = 0; Пп = 1)
Фэр —
/ 1-Фээ Ур^1
\ 1 — ДЭФЭЭ /
1 — Фээ
1 — ДЭФЭЭ
ур-1
(V.119)
Для всех рассмотренных случаев получены также новые ре-
шения и разработаны модули расчета поверхности и распределе-
ния температур между элементами ряда.
Методический и практический интерес представляет расчет по-
правки 8Д^р к среднему логарифмическому температурному на-
пору при противотоке для ряда.
Существуют две задачи определения 8Д/р: 1) заданы пр, t0B,
^ок* ^вя» ^вк» заданы площадь элемента F, ^ок» ^вн» ^вк»
неизвестно их число пр в ряду.
426
В первом случае
1--^
1 1 А
6д'Р Яр5(Л-1) " 1- рр
(V. 120)
причем
при общем прямотоке в ряду (Пп = 0)
Фэ =
А+ 1
(V.122)
при
общем противотоке в ряду (Пп = 1)
при А = 1
(V.123)
(V.124)
При пр = 1 получается Фэ = и ед/р превращается в едг
для элемента. Значение ед/ используют для определения тре-
буемой площади элемента F при заданном гар по схеме
Q FP
Если задана площадь элемента F, но неизвестно их число
в ряду, то поправку можно представить в виде
ед<р = / (Пп. Р> Рр> R)
При общем прямотоке в ряду (Па = 0)
(V.125)
ln-j----
In [1 - Фэ (Л + 1)] !-Рр
причем при А = 1, р 1
е = и 1 ~2Фз
д/р S (1 — рр) П 1 — 2рр
(V.126)
(V.127)
427
IMO^ !H0^
p-i tzzzz
H9g_
OOP IQ wai/uwQH
При общем противотоке в ряду (Пп = 1)
6д'р- S (Л — 1)
при А = 1, р =/= 1
2 exp (SZ) — 1
ЁД'Р -~SZ~ ‘ exp (SZ) + 1
(V. 128>
(V. 129)
ед/р используется для получения таблиц и графиков попра-
вок, а также для определения пр по схеме
Ел/р-Чр-?р-«р = т-
Теплопередача в комплексе аппаратов
или элементов
Математическая модель комплекса элементов по форме адекватна
математической модели отдельного элемента и ряда. Специфика
уравнений связи в том, что входящие в них /он, tOK, /вн, fBK —
температуры на концах комплекса, а не ряда или элемента. Спе-
цифична также запись функции эффективности комплекса Фэк.
В классификации теплообменников [53 ] выделено 47 типов только
простых (не составных) комплексов. Наиболее распространенные
из них показаны на рис. V.30 и V.31.
Ниже приведены функции эффективности этих схем.
1. Комплексы 00110 (Пп = 1) и 00100 (Пп = 0). Известны
Про = 0, Прв = 1,и0=# 1, ив = 1, пр7М, Фэр. между0 и 1, е (0,1) =
= ФЭр = const, Ар. = А ==-^- = const, j = 1, 2, ..., и0
Искомая
1 —(1—ЛФэр)ы° (V. 130)
эк Аи0
2. Комплексы 01010 (Пп = 1) и 01000 (Пп = 0). Известны
ЛР0 = 1, Прв = 0, и0 = 1, ив У= 1, пр #= 1, ФэР/ Е (0, 1) = Фэр =
= const, А„. = А = Аки„ = const, i = 1, 2, .... uB
Искомая
Фэк = 1 - (1 - Фэр)“® (V.131)
3. Комплексы 00210 (Пп = 1) и 00200 (Пп = 0). Известны
Про 0,Прв = 2, Un 1, Up = 1, Пр 1, Фэр. =£ Фэр=
= А = = const, / = 1, 2, .... Up.
ио
Рис. V.30.
Структурная и температурная схема комплексов 00110, 00100, 01010, 01000.
429
Комплекс 002/0
^tnl ten!
Комплекс 00200
tinl fs«/
Комплекс 020/0
Комплекс 02000
Специфика комплексов в том, что у них Фэр)Н = Фэр^ Фэр—
= Фэр,, где /н, /ч — нечетное и четное /.
Соответственно, при нечетном и0
цо+1 “о"1
(V.132>
Аи0
при четном и0
и и
о о
ФЭК = 1 ~ ЛФЭР1) 2 0 ~ Лфэрг) 2 (V. 133>
Аи„
4. Комплексы 02010 (Пп = 1) и 02000 '(Пп = 0). Известны
Про = 2, Прв = 0, и0 = 1, ив =7^ 1, Гпр 1, ФЭР/Н =
#= Фэр. = Фэр , / = 1, 2, ..., ив. Получено
] q г 3
Цв 1
при нечетном ив Фэк = 1 -(1 -ФЭР1) 2 (1-ФэР2) 2 (V.134>
“в “в
при четном ив фэк = 1_(1-фэр1) 2 (1-фэр2) 2 (V.135).
С помощью математической модели комплекса при известной
(либо найденной по приведенным выше уравнениям) Фж можно
решать любые задачи теплового расчета.
Получены обобщенные выражения поправки к среднему лога-
рифмическому температурному напору при противотоке для всех
рассмотренных комплексов
1___
syoL-o --Hr (V-136’-
Если заданы площадь F, индекс противоточности р элемента-
(пары) и, соответственно, S, Фэ, а также uQ, ив, рк, А?к, [Пп, но-
неизвестно пр, то поправку можно представить в виде
А
Для комплекса 00100
еД/к =---------Уа (V-138>
(А + 1) j/ 1 —Рк — 1
1П ’ " —7— “
Рис. V.31.
Структурная и температурная схема комплексов 00210.
43Ь
для комплекса 01000
ДЛЯ
комплекса 00110
(V.139)
(V.140)
для комплекса 01010
ед/к
(V. 141)
В этих уравнениях
1п Ак ~ Рк
с‘ - • с'"11 -*•<л’+1,|: с>" 1”т^
Уравнения можно использовать для получения таблиц и гра-
фиков поправок, а также для последующего определения пр
по схеме:
еД/к -* Л/ср.к -> FK = к ^Fp = ~ ->пр = -^
В заключение отметим, что рассмотренные уравнения для эле-
мента, ряда и комплекса элементов представляют собой единую
систему расчета. Несмотря на общие положения, лежащие в основе
расчета любого теплообменного устройства, расчет каждого типа
теплообменного аппарата имеет свои особенности.
Так как расчет кожухотрубчатых теплообменников широко
освещен в литературе, рассмотрим проектный и поверочный расчет
пластинчатых теплообменных аппаратов и аппаратов воздушного
охлаждения, применяемых в процессе переработки природного
и нефтяного газа.
ЭЛЕМЕНТЫ РАСЧЕТА ПЛАСТИНЧАТЫХ}
ТЕПЛООБМЕННИКОВ
Приводимые ниже элементы расчета пластинчатых теплообменни-
ков применимы в том случае, если теплоносители находятся
в однофазном состоянии. Цель проектного расчета пластинчатого
теплообменника — определение необходимой поверхности тепло-
обмена, числа пластин, схемы их компоновки и гидравлического
сопротивления.
432
Исходной информацией для расчета являются: расходы нагре-
ваемой и охлаждаемой сред, кг/с; начальные и конечные темпе-
ратуры теплоносителей, °C; рабочее давление в аппарате, Н/м2;
максимально допустимое сопротивление со стороны каждой среды,
Н/м2, теплофизические свойства потоков (плотность, удельная
теплоемкость, коэффициент теплопроводности, кинематическая
вязкость) при их средней температуре. Кроме того, из техноло-
гического расчета (теплового и материального баланса) известна
тепловая нагрузка на теплообменник.
На основании исходной информации, в зависимости от свойств
рабочих сред и расхода каждого потока, по табл. V. 11 выбирают
тип пластины и ее определяющие размеры. Затем переходят к опре-
делению рациональной скорости движения данного теплоносителя
в каналах.
В первом приближении задаются ожидаемыми значениями
коэффициента теплоотдачи а, коэффициента гидравлического со-
противления £ при средней температуре стенки ?ст
*
?СТ= 2 (V.142)
llt 12 — средние арифметические значения температуры теплоносителей.
Интервал изменения а при движении нефтяного газа для пла-
стины типа 0,8 при давлении Р = 3,9 МПа равен 300—
500 Вт/(м2-К). Интервал изменения коэффициента гидравлических
сопротивлений для тех же условий равен 0,13—0,16. Данный ин-
тервал соответствует скорости газа, равной 1—3 м/с при рабочем
давлении 3,9 МПа.
Рациональную скорость любого из теплоносителей определяют
по уравнению
117=2 с1//1-/7^ <v.I43>
I — средние арифметические значения температуры теплоносителя; ДР — при-
нятый перепад давления по ходу данного теплоносителя; определяется на основе
соображений технологического порядка.
Используя полученную скорость, находят значение критерия
Рейнольдса Re и значение коэффициента гидравлического сопро-
тивления | по формуле (см. табл. V. 11)
где 1Г — рациональная скорость; da — эквивалентный диаметр канала; v — ки-
нематическая вязкость.
Найденное значение | сравнивают с принятым и, если разница
между ними более 15—20%, задаются новым значением, и расчет
повторяют до получения нужной степени сходимости.
433
Таблица V.11. Типы пластин и изготовляемых на их основе теплообменных
Техническая характеристика 0,5 Е 0,5 М 0,5 Г
-Рабочая среда — Жидкая, парооб- разная Газообраз- ная
Расход каждой среды, м3/ч Жидкость Жидкость Жидкость
до 120; до 150; до 100;
газ до 1500 газ до 2500 газ до 1000
Размеры пластины (длина и ширина) 1370X500 1380Х 550 1370X500
Теплопередающая поверхность пластины, м2 0,5 0,5 0,5
Теплопередающая поверхность аппарата на основе данной пластины, м2 Ю-т-320 10-5-320 31,5-5-100
Расчетное давление, мН/м2 Определяющие размеры: До 1,0 До 0,6 До 0,6
эквивалентный диаметр канала, м 0,008 0,0096 0,0091
площадь поперечного сечения канала, м2 0,0018 0,0024 0,002
длина канала приведенная, м 1,15 1,0 0,8
диаметр (приведенный для прохода рабочих сред), мм 150 150 100
Коэффициент А в уравнении теплоотдачи для турбулентного режима: Nu = A Re0’73 Рг°’43 (Рг/Ргст)0'25 0,135 0,135 0,1
Коэффициент В в уравнении для опре- деления коэффициента гидравличес- кого сопротивления: £ = BRe~0,25 22,4 15 4
Далее определяют значение критерия Прандтля
Рг=^-
л
(V.145)
где С — удельная теплоемкость теплоносителя; v — кинематическая
где С — удельная теплоемкость теплоносителя; v — кинематическая вязкость
теплоносителя; р — плотность теплоносителя; X — коэффициент теплопровод-
ности теплоносителя.
Имея значения определяющих критериев по соответствующему
уравнению теплоотдачи (см. табл. V. 12), находят значение коэф-
фициента теплоотдачи а.1 для данного теплоносителя. По этой же
схеме
сителя
проводим расчет коэффициента теплоотдачи для теплоно-
а2. Вычисляем коэффициент теплопередачи
к =__________________!______________
1___|_ 6t . бет I 62 ______1_
Ctj. Aj Act /-2 ^2
; —; -т-2-----соответственно, термические сопротивления загрязнений
Л(»т Л<
(V. 146)
61
где
A-i лдт л2
со стороны теплоносителей и самой пластины.
434
поверхностей
Тип пластин
0.63 0.3 0,2 К 0,8 1,2 0,5X2
Высоковязкая, Жидкая Газообраз- Жидкая па-
парообразная, ная рообразная;
газообразная газообраз-
ная
Жидкость Жидкость Высоковязкая Жидкость Жидкость Жидкость
до 200; до 50; до 5; до 250; до 300; до 200;
газ до 3500 газ до 900 газ до 600 газ до 4500 газ до 7000 пар (газ)
до 3000
1375X660 1370X300 650Х 650 1370X540 1932X640 1380X 640
0,63 0,3 0,2 0,8 1,2 0,5
104-400 34-50 24-31,5 204-320 604-600 1004-300
До 1,0 До 1,0 До 2,5 До 2,5 До 4,0 До 1,6
0,0074 0,008 0,0075 0,009 0,0115 0,009
0,00262 0,0011 0,0016 0,0031 0,00368 0,003
0,893 1,12 0,44 1,16 1,91 0,84
200 70 100 200 До 800 200
— 0,1 0,086 0,1 0,1 —
— 19,3 17 О —' —
Требуемую поверхность рассчитывают так, как показано выше.
На основе расчетной поверхности теплообмена выбирают Fc.. —
ближайшую стандартную поверхность (табл. V. 12). На этом теп-
ловой расчет пластинчатого теплообменника заканчивают и пере-
ходят к конструктивному расчету.
Конструктивный расчет состоит из следующих этапов.
1. Определение поперечного сечения пакета по обоим потокам
V
r = ~w~ (V.147)
где V — объемный расход, м3/с, который получается из исходных данных.
2. Расчет числа каналов в одном пакете
m = —^— (V.148)
/ кан
г№ /кан — площадь поперечного сечения одного канала; выбирают по табл. V.l 1.
435
Таблица V.12. Поверхности серийно выпускаемых аппаратов
Конструктивное исполнение Тип теплообменника
Разборные каналы Неразборные каналы Полуразбор- ные каналы
тип и поверхность теплообмена пластины
0,5 Е 0,5 М 0,5 Г 0,63 0,3 0,2 К 0,8 блочные 1,2 цельно- сварные 0,5Х 2
На консольной раме На двухопорной раме На трехопориой раме На двухопорной раме с промежу- точной плитой На двухконсоль- ной раме 10—12,5—16 20—25 31,5—40— 50 63—80—100 110—125— 140 150—160 140—160 200—220 250—280 300—320 50—100 10—12,5— 18—20—25 31,5—40— 50 63—80—100 110—125— 140 150—160 140—160 200—220 250—280 300—320 100—140 теп/ 31,5— 40—50 63—80— 100 опередающая 10—12,5—1,6 20—25— 31,5 31,5—40— 50 63—80—100 110—125— 140 150—160— 180 200 140—160' 200—220 250—280 300—320 360—400 100—140 160 31,5—40 50—63—80 100 юверхност, 3—4—5 6,3—8— 10 12,5—16 20—25 25—31,5 40—50 10—12,5 12,5—16 20—25 аппаратов 2—3— 4—5 6,3—8— 10 12,5— 16—20— 23 20—31,5—50 60—80—100 120—140— 160 80—120—160 200—240 280—320 40—80 60—120 180—240 300—380 480—600 100—120— 140 160—180— 200 220—250— 280 300
3. Вычисление числа пластин в одном пакете п = 2 т.
4. Нахождение поверхности одного пакета теплообменника
Fn=Fln (V.149)
где Fx — поверхность одной пластины — выбирают по табл. V.12.
5. Определение числа пакетов в аппарате X = /1СТ., значе-
г п
ние X округляют до целого числа.
6. Определение числа пластин в аппарате
f СТ + !
fl
(V.150)
7. В заключение записывают как бы формулу компоновки
пластин в аппарате. В общем случае схема компоновки обозна-
чается следующим образом:
I ml + m*
Сх^------1—--------
| Ч” • • Ч- ^2
Число членов в числителе k и знаменателе п показывает число
последовательно соединенных пакетов пластин (ходов), знак +
означает последовательное соединение пакетов. Значение каждого
числа m't, т'2 и др. обозначает число параллельных межпластин-
чатых каналов в каждом пакете. Вертикальные стрелки показы-
вают направление движения каждого из теплоносителей в паке-
тах, горизонтальные — во всем аппарате.
\ связи с тем, что нами принята поверхность, отличная от
расчетной, после первого расчета теплообменника делают второе
приближение. Во втором приближении проводят следующие вы-
числения.
1. Находят фактическую площадь поперечного сечения пакета
для принятого аппарата
/'=т7кан (V.151)
где т' — фактическое число каналов в пакете стандартного теплообменника;
f — площадь поперечного сечения пакета при полученном в результате компо-
новки числе каналов.
2. Находят фактическую скорость движения теплоносителей
в каналах
W'=-jr (V.152)
3. Проверяют величину выбранной теплопередающей поверх-
ности при фактических скоростях рабочих сред. Для этого опре-
деляют критерии Рейнольдса и Нуссельта, находят коэффициенты
теплоотдачи и теплопередачи. Определяют фактически необходи-
мую поверхность теплообмена и сравнивают ее со стандартной.
Если полученная поверхность равна стандартной или больше ее
(в пределе на 20—25%), то расчет считается законченным. Если
поверхность оказалась меньше стандартной, то необходимо
437
изменить компоновку теплообменника с тем, чтобы за счет увеличе-
ния скорости уменьшить необходимую его поверхность. Для этого
уменьшают сечение пакета и увеличивают их число. Затем пере-
ходят к гидравлическому расчету теплообменника. Гидравличе-
ский расчет пластинчатого теплообменника состоит из следующих
этапов.
1. Определяют по соответствующей формуле коэффициент об-
щего гидравлического сопротивления единицы относительной
длины канала % (см. табл. V. 11).
2. Рассчитывают сопротивление пластинчатого теплообменника
(в Н/м2) по формуле
(V.153)
где £ — коэффициент общего гидравлического сопротивления единицы относи-
тельной длины канала; X — число пакетов для данной рабочей среды в аппарате;
£Пр — относительная длина межпластинчатого канала (в м) — определяют
по табл. V.ll; d3 — эквивалентный диаметр (в м) — определяют из табл. V.11.
На этом проектный расчет пластинчатого теплообменного
аппарата заканчивается.
ЭЛЕМЕНТЫ РАСЧЕТА АППАРАТОВ
ВОЗДУШНОГО ОХЛАЖДЕНИЯ '
ВНИИнефтемаш [54] рекомендует следующий порядок расчета
аппарата воздушного охлаждения.
1. По известному из технологического расчета количеству
передаваемого тепла Q и принятой теплонапряженности q пред-
варительно определяют необходимую поверхность теплообмена
е = А
я
2. По табл. V. 13—V. 16 в соответствии с этой поверхностью
подбирают аппарат воздушного охлаждения—тип, коэффициент
оребрения труб ф, коэффициент увеличения поверхности (за счет
оребрения) <р, число рядов труб в секции, число ходов по трубам.
3. По данным рис. V.32—V.35 выбирают тип вентилятора, и
по характеристике его определяют расход воздуха (V, м3/ч) и на-
пор (Н, МПа).
4. Определяют расчетную температуру воздуха на входе
в аппарат, соответствующую данной местности
=/13-|-0,25 (ZMaxc (V.154 }
/13 — средняя температура воздуха в 13 ч самого жаркого месяца;
Лмакс — максимальная температура воздуха для данного района,
°C. Температуры Z13 и /макс находятся из таблиц с климатическими
данными. Обычно минимальную расчетную температуру про-
дукта Т2 принимают на 15—20 °C выше расчетной температуры
воздуха.
438
5. Определяют температуру воздуха на выходе из аппарата
+ 0,241р1У1п
(V. 155)
где Vi — производительность вентилятора, м3/ч; р — плотность воздуха на входе
в аппарат, кг/м3; п — число вентиляторов.
Плотность воздуха вычисляют по формуле
_ 1293П
Р1 (1+0,00367^) 760 tv. юо)
где П — барометрическое давление, кПа.
6. Вычисляют среднюю температуру воздуха
= (V.157)
7. Находят скорость воздуха в узком сечении (т. е. между
трубами)
H7y = f(VJcp)
Обычно скорость воздуха в узком сечении аппаратов воздуш-
ного охлаждения от 6 до 8 м/с. Скорость воздуха (в м/с) в узком
сечении можно рассчитать по формуле
Рер^свЧЗбОО
(V.158)
где рср — плотность воздуха при /ср, кг/м3; FCB — площадь свободного сечения
перед секциями из оребренных труб, м2; 1] — коэффициент сужения сечения,
ц = 0,38 для ф = 14,6 и ч = 0,365 для ф = 9; ф — коэффициент оребрения.
Скорость воздуха можно определять по графикам, изображен-
ным на рис. V.36 и V.37.
8. Определяют коэффициент теплоотдачи со стороны воздуха
аип = f (К- /ср) по графикам (рис. V.38). При значении 1Гу
в пределах 6—8 м/с а,(11 = 120—190 кДж/м2-ч-°C.
9. Определяют коэффициент теплоотдачи со стороны про-
дукта аан.
При охлаждении продукта его определяют в случаях разви-
того турбулентного режима по формуле
а = 0,023 —— Re°’8Pr0,4 (V. 159)
“НН
При ламинарном режиме коэффициент теплоотдачи рассчиты-
вают по формуле
а = 0,17 —Д— Re°’33Pr0,43Gr0’1 ( pPf—У’25 (V.160)
“НН \ ст /
где Re = —^11Н — критерий Рейнольдса; Рг = — критерий Прандтля;
Pgd3H At
Gr =------^2-----критерий Грасгофа; W — скорость; Р — коэффициент объем-
ного расширения 1/°С; At —• разность температур продукта и стенки, °C.
439
Рис. V.32.
Аэродинамическая характеристика вентилятора и секций с трубами ф = 14,6 аппаратов
Тип колеса ЦАГИУК-2М.
Диаметр колеса 2800, число лопастей — 8. А —частота вращения 213 об/мин; Б —
ной секции. Цифры на кривых — углы установки лопастей.
440
б
Мощность
вентилятора
Полный напор Нп, Па-Ю г кпд. вентилятора ц N,HBm
воздушного охлаждения горизонтального типа.
425 об/мин; а — для восьмирядной секции; 6 — для шестирядной; в — для четырехряд-
15 Берлин М. А. и др.
441
A
Рис. V.33.
Аэродинамическая характеристика вентилятора и секций 'с трубами ф = 9 аппаратов воз
Тип колеса ЦАГИУК-2М. Диаметр колеса 2800 мм; число лопастей 8. А — частота вра
секции; в — для четырехрядной секции. Цифры иа кривых — углы установки лопастей.
442
душного охлаждения горизонтального типа.
щения 213 об/мин; Б — 425 об/мин; а — для восьмирядной секции; б — для шести рядной
15*
443
Таблица V.13. Геометрические характеристики и размеры аппаратов воздушного
Число рядов труб Число ходов по трубам Общее число труб Число труб на один ход
в секции в аппарате
номера ходов
в секции в аппарате 1 2 3 4 5 6 7 8 1 2 3 4 5 6 7 8
4 4 4 4 6 6 6 6 8 8 8 8 1 2 4 8 1 2 4 8 1 2 4 8 82 82 82 82 123 123 123 123 164 164 164 164 492 492 492 492 738 738 738 738 984 984 984 984 82 44 24 72 123 63 33 27 164 88 48 24 38 20 72 60 30 78 76 40 24 20 72 30 78 40 24 78 72 30 78 36 24 8 72 76 8 72 76 8 72 76 10 72 20 492 264 144 72 788 378 798 126 984 528 288 244 228 120 72 360 780 108 984 456 240 244 120 72 780 108 240 244 108 72 780 108 216 244 48 72 96 48 72 96 48 72 96 60 72 720
444
охлаждения зигзагообразного типа. Коэффициент оребрения = 14,6
Поверхность теплообмена, м2 Площадь сечения одного хода • (средняя) f • 10s, мг
наружная (номинальная) по длине труб внутренняя Си а
гладких у основа- ния ребер по оребре- нию трубы биме- таллические трубы моно- металличе- ские л S l=t
Л Л Л Л я Л
S S л си S S л CU S л а S я л ф S S я а
я о с с л о с с л я о с Е Л я о Е В Я и 2 а 2 я о Е Е Я
43 260 625 3750 32 195 34 205 21 28,4 170,4
22 31,2 187,2
43 260 625 3750 32 195 34 205 21 14,2 85,2
22 -15,6 93,6
43 260 625 3750 32 195 34 205 21 7,1 42,6
22 7,8 40,8
43 260 625 3750 32 195 34 205 21 3,5 21,0
22 3,8 22,8
65 390 940’ 5650 48 290 52 310 21 42,6 255,0
22 46,8 280,0
65 390 940 5650 48 290 52 310 21 27,3 127,8
22 23,4 140,4
65 390 940 5650 48 290 52 310 21 70,6 63,6
22 11,7 70,2
65 390 940 5650 48 290 52 310 21 5,3 31,8
22 5,8 34,8
85 510 1250 7500 65 390 68 410 21 56,8 340,8
22 62,3 373,8
85 510 1250 7500 65 390 68 410 21 28,4 170,4
22 31,2 187,2
85 510 1250 7500 65 390 68 410 21 14,2 85,2 '
22 15,6 93,6
85 510 1250 7500 65 390 68 410 21 7,1 42,6
22 7,8 46,8
445
Таблица V.14. Геометрические характеристики и размеры аппаратов воздушного
Число рядов труб Число ходов по трубам Общее число труб Число труб на один ход
в секции | в аппарате
номера ходов
в секции в аппарате 1 2 3 3 5 6 7 8 1 2 3 4 5 6 7 8
4 4 4 4 6 6 6 6 8 8 8 8 1 2 4 8 1 2 4 8 1 2 4 8 94 94 94 94 141 141 141 141 188 188 188 188 564 564 564 564 846 846 846 846 1128 1128 1128 1128 84 48 24 12 141 75 36 18 188 96 48 24 46 24 12 66 36 18 92 48 24 24 12 36 18 48 24 22 12 33 18 44 24 12 18 24 12 18 24 12 18 24 10 15 20 564 288 144 72 846 450 216 108 1128 576 288 144 275 144 72 396 216 108 552 288 144 144 72 216 108 288 144 132 72 198 108 254 144 72 108 144 72 108 144 72 108 144 60 90 120
446
бхлаждения зигзагообразного типа. Коэффициент оребрения ijj = 5
Поверхность теплообмена, ма Внутренний диаметр труб, мм Площадь сечения одного хода (средняя) f. 10*. м*
наружная (номинальная) по длине труб внутренняя
гладких у основа- по оребре- нию трубы би- металли- ческие трубы моно- металличе- ские секции аппарата
НИЯ ребер
секции аппарата | секции аппарата секции аппарата секции аппарата
50 300 400 2650 37 220 38 230 21 22 32,6 35,7 196,6 214,2
50 300 400 2650 37 220 38 230 21 22 16,3 17,9 197,8 107,4
50 300 400 2650 37 220 38 230 21 22 8,1 8,9 48,6 53,4
50 300 400 2650 37 220 38 230 21 22 4,2 4,6 25,2 27,6
73 440 665 4000 55 330 58 350 21 22 48,8 53,6 292,8 321,6
73 440 665 4000 55 330 58 350 21 22 24,4 26,8 146,4 160,8
73 440 665 4000 55 330 58 350 21 22 12,2 13,4 73,2 80,4
73 440 665 4000 55 330 58 350 21 22 6,2 6,8 37,2 40,8
98 590 885 5300 55 440 76,5 460 21 22 . 65,1 71,5 390,6 429,0
98 590 885 5300 73 440 76,5 460 21 22 32,6 35,7 195,8 214,2
98 590 885 5300 73 440 76,5 460 21 22 16,2 17,8 97,2 106,8
120 590 885 5300 73 440 76,5 460 21 22 83 9,1 49,8 54,6
447
Таблица V.15. Геометрические характеристики и размеры аппаратов воздушного
S а хэ Общее число труб Число труб на один ход
в секции 1 в аппарате
ь номера ходов
Число рядов тру< Число ходов по в секции в аппарате 1 2 3 4 5 6 7 8 1 2 3 4
4 1 94 282 94 — — — — — — — 282 — —
4 2 94 282 47 47 — — — — — 141 141 — —
4 4 94 282 24 23 24 23 — — — — 72 69 72 69
6 1 141 423 141 — — — — — — — 423 — — —
6 2 141 423 70 70 — — — — — — 213 210 — —
6 3 141 423 47 47 47 — — — — — 141 141 141 —
6 6 141 423 24 23 24 23 24 23 24 — 72 69 72 69
8 1 188 564 188 — — — — — __ — 564 — — —
8 2 188 564 94 94 — — — — — — 282 282 — —
8 4 188 564 47 47 47 47 — — — — 141 141 141 141
8 8 188 564 24 23 24 23 24 23 24 72 69 72 69
В теплообменнике с 6 рядами труб и 6
" 3 ходами по трубам в пятом ходу
ei! Л UUUMtn п *1 ЛС V '* Н — - г •> - * гл г»
седьмом ходу в аппарате по 72 трубы, в шестом и восьмом - по
Примечание,
по трубам в пятом и
448
охлаждения горизонтального типа. Коэффициент оребрения -ф = Р
Поверхность теплообмена, м2 Внутренний диаметр тру- бы, мм Площадь сечения одного хода (средняя) f - 10е, ме
по длине труб 4000 мм по длине труб 80 0 мм
наружная внутренняя (номинальная) наружная внутренняя (номинальная) секции аппарата
секции аппарата секции аппарата секции ; аппарата 1 1 секции аппарата
290 875 26 78 590 1770 52 156 21 22 32,6 35,7 97,8 107,1
290 875 26 78 590 1770 52 156 21 22 16,3 17,9 48,9 53,7
290 875 26 78 590 1770 52 156 21 22 8,1 8,9 24,3 26,7
440 1320 39 117 880 2050 78 234 21 22 48,8 53,6 146,4 160,8
440 1320 39 117 880 2050 78 234 21 22 24,3 26,8 12,9 80,4
440 1320 39 117 880 2050 78 234 21 22 16,3 17,9 48,9 53,7
440 1320 39 117 880 2050 78 234 21 22 8,1 8,9 24,3 26,7
580 1740 52 156 1165 3500 104 312 21 22 65,1 71,5 195,3 214,5
580 1740 52 156 1165 3500 104 312 21 22 32,6 35,7 97,8 107,1
580 1740 52 156 1165 3500 104 312 21 22 16,3 17,9 48,9 53,7
580 1740 52 156 1165 3500 104 312 21 22 8,1 8,9 24,3 26,7
в аппарате 72 трубы, в шестом ходу — 69. В теплообменнике с 8 рядами труб н 8 ходами
69 труб.
<49
Таблица V.16. Геометрические характеристики и размеры аппаратов воз
Число рядов труб Число ходов по трубам Общее число труб Число труб на один ход
в секции в аппарате
номера ходов
в секции в аппарате 1 2 3 4 5 6 7 8 1 2 3 4
4 4 4 6 6 6 6 8 8 8 8 1 2 4 1 2 3 6 1 2 4 8 82 82 82 123 123 123 123 164 164 164 164 246 246 246 369 369 369 369 492 492 492 492 82 41 21 123 62 41 21 164 82 41 21 41 20 61 41 20 82 41 20 21 41 21 41 21 20 20 41 20 21 21 20 20 21 20 246 123 63 369 186 123 63 492 246 123 63 123 60 183 123 60 246 123 60 63 123 63 123 63 60 60 123 60
Примечание. В теплообменнике с 6 рядами труб н с 6 ходами по трубам в пятом
с 8 ходами по трубам в пятом н седьмом ходу в аппарате по 63 трубы; в шестом н вось
450
душного охлаждения горизонтального типа. Коэффициент оребрения ф = 14,6
Поверхность теплообмена, м2 Внутренний Диаметр тру- бы, мм Площадь сечения одного хода (средняя) Л10\ м2
при длине труб 4000 мм при длине труб 8000 мм
наружная (номиналь- ная) внутренняя наружная (номиналь- ная) внутренняя секции аппарата
секции аппарата секции аппарата секции аппарата I секции аппарата
415 1250 23 70 830 2500 45 135 21 22 28,4 31,2 85,2 93,6
415 1250 23 70 830 2500 45 135 21 22 14,2 15,6 42,6 46,8
415 1250 23 70 830 2500 45 135 21 22 7,1 7,8 23,3 23,4
620 1870 34 102 1265 3800 67 202 21 22 42,6 46,7 127,8 140,1
620 1870 34 102 1265 3800 67 202 21 22 21,5 23,6 64,5 70,8
620 1870 34 102 1265 3800 67 202 21 22 14,2 15,6 42,6 46,8
620 1870 34 102 1265 3800 67 202 21 22 7,1 7,8 21,3 25,4
830 2500 45 135 1700 1100 89 259 21 22 56,8 62,3 170,4 186,9
830 2500 45 135 1700 1100 89 259 21 22 28,4 31,2 85,2 93,6
830 2500 45 135 1700 1100 89 259 21 22 14,2 15,6 42,6 46,8
830 2500 45 135 1700 1100 89 259 21 22 7,1 7,8 21,3 23,4
В теплообменнике с 8 рядами труб и
в аппарате 63
трубы,
— 60.
в шестом ходу
ХОДУ
МОМ — по 60 труб.
451
Рис. V.34.
Аэродинамическая характеристика вентилятора и секций с трубами ф = 9 аппаратов
воздушного охлаждения зигзагообразного типа.
Тип колеса ЦАГИУК-2М. Диаметр колеса 5000 мм; число лопастей 4. Частота вращения
250 об/мин; а — восьмирядная секция; б — шестирядная секция; в — четырехрядная
секция. Цифры на кривых — углы установки лопастей.
Рис. V.35.
Аэродинамическая характеристика вентилятора и секций с трубами ф = 14,6 аппаратов
воздушного охлаждения зигзагообразного типа.
Тип колеса ЦАГИУК-2М. Диаметр колеса 5000 мм. Число лопастей 4. Частота вращения
250 об/мин. Цифры на кривых — углы установки лопастей.
10. По приведенным ниже данным определяют тепловые
сопротивления загрязнений.
11. Рассчитывают общий коэффициент теплопередачи (К^,, Вт/м2 •
• К) для оребренных труб по формуле
Кр = 1 । s , 1 Fn , r <V-,6I>
где An — полная поверхность оребренных труб, м2; FBa — внутренняя поверх-
ность труб, м2; Гср = -вн — средняя поверхность труб, м2; Fs — наруж-
ная поверхность труб у основания ребер, м2. Значения Fa, FBH, FH определяют
из табл. V.16.
452
Зависимость скорости воздуха в узком сечении от производительности вентилятора при
различных значениях средней температуры воздуха для аппаратов АВГ и АВЗ при малых
расходах воздуха.
Значения сопротивлений загрязнений г3. пн ^в —кдж
со стороны различных продуктов следующие:
„ Сопротивление
Теплоноситель загрязнений т3 вн
Газ......................... 0,00010
Насыщенный абсорбент............ 0,00005
Тощий абсорбент............. 0,00010
Бензин ............................... 0,00002
Нестабильный бензин......... 0,00002
Продукт рибойлеров.......... 0,00005
Сырье ГФУ................... 0,00005
Пары верхней фракции ГФУ . . 0,00005
Продукт холодильников ГФУ . . 0,00005
Продукт рибойлеров ГФУ . . . 0,00010
12. Расчетную поверхность теплообмена определяют по опи-
санному выше методу Г. Е. Каневца.
Сравнивают расчетную поверхность Fv с поверхностью вы-
бранного аппарата F. При значительном отклонении Fp от F
расчет повторяют, изменяя количество тепла, передаваемого одним
аппаратом, расход воздуха и другие параметры.
453
Рис. V.37.
Зависимость скорости воздуха в узком сечении от производительности вентилятора при
различных значениях средней температуры воздуха для аппаратов зигзагообразного типа
(АВЗ).
13. Определяют полный напор, развиваемый вентилятором
(Нп, МПа) по формуле:
Оо 2 / S \— 0,72„ —0,24
Hn=0,99-^-U7jm^-g-J Re (V.162)
где g— ускорение свободного падения; S — шаг ребер, м; D — наружный диа-
метр труб, м; т — число горизонтальных рядов в пучке; Re — критерий Рей-
нольдса, отнесенный к диаметру d.
Re = ^L
V
гДе ^вн — диаметр труб; 1Г — скорость теплоносителя; v — кинематическая
вязкость.
14. Определяют потребляемую мощность (N, кВт)
36,72г]104
где т] — к. п. д. вентилятора — принимается равным 0,62—0,65.
15. Определяют гидравлическое сопротивление внутри труб-
ного пучка.
454
Рис. V.38
Зависимость коэффициента теплоотдачи к воздуху от скорости воздуха в узком сечении:
а — трубы монометаллические, 0=49 мм (алюминий АМ2), ф=9; б — грубы биметалли-
ческие, D=48 мм (сталь XI8H10T + алюминий АД1), ф = 9.
455
Рис. V.38.
Зависимость коэффициента теплоотдачи к воздуху от скорости воздуха в узком сечении:
—трубы биметаллические, D = 49 мм (латунь + алюминий АД1), ф = 9; г — трубы би-
металлические, D = 49 мм (сталь углеродистая 10 или 20-Ьалюмииий АД1, сталь Х5М
и Х8 + алюминий АД1), ф==9.
456
Рис. V.38.
Зависимость коэффициента теплоотдачи к воздуху от скорости воздуха в узком сечении:
д — трубы монометаллические, D=56 мм (алюминий АМ2), ф=14,6; е— трубы биметал-
лические, £>=5б мм (сталь IXI8HIOT + алюминий АД1, сталь XI9HBM2TI 4- алюминий
АД1), ф = 14,6.
457
Рис. V.38.
Зависимость коэффициента теплоотдачи к воздуху от скорости воздуха в узком сечении*.
ж — трубы биметаллические, D = 56 мм (латунь 4- алюминий АД1), ф = 14,6; з —
трубы биметаллические, D = 56 мм (сталь углеродистая 10 или 20 + алюминий АД1,
сталь Х5М и Х8 + алюминий АД1), ф = 14,6.
ЛИТЕРАТУРА
1. Милышпейн Л. М. — Труды ВНИПИгазпереработки, 1977, вып. 2, с. 77—
81.
2. Милыитейн Л. М. — Нефтепромысл. дело, 1977, № 4, с. 47—50.
3. Газосепараторы центробежные регулируемые, жалюзийные и сетчатые.
Типы, конструкции и основные размеры. Главнефтехиммаш.
ОСТ 26-02-645—72. М., Минхимнефтемаш, 1973. 76 с.
4. Медников Е. П., Сиротин А. М. — Газ. дело, 1967, № 7, с. 5—7.
5. Домашнее А. Д. Конструирование и расчет химических аппаратов. М.,
Машгиз, 1961. 624 с.
6. Коротаев Ю. П. и др. Подготовка газа к транспорту. М., Недра, 1973. 239 с.
7. Справочник по пыле- и золоулавливанию/Под общ. ред. А. А. Русанова.
М., Энергия, 1975. 296 с.
8. Циклоны НИИОГАЗ. Руководящие указания по проектированию, изготов-
лению, монтажу и эксплуатации. Ярославль, 1970. 93 с.
9. Коузов П. А. — В кн.: Обследование и металлургия. М., Металлургия,
1971, с. 185—196.
10. Ужов В. Н., Мягков Б. И. Очистка промышленных газов фильтрами. М.,
Химия, 1970. 319 с.
11. Арутюнов А. И. Низкотемпературная сепарация природного газа. М.,
ГОСИНТИ, 1961. 52 с.
12. Шмыгля П. Г., Брагин В. А., Динков В. А. Проектирование разработки и
эксплуатации газоконденсатных месторождений. М., Гостоптехиздат, 1963.
234 с.
13. Эрнест Людвиг. Процессы механического разделения. Л., Ленгипрогаз,
1968. 5 с.
14. Кашицкий Ю. А. и др. — Газ. пром., 1973. № 2, с. 6—10.
15. Cataloge «Knih Mesh.», Filters, demisters and separators for the chemical indu-
stry and oilied industries, England, 1968.
16. Александров И. А., Скобло А. И. — Изв. вузов. Нефть и газ, 1960, № 4
с. 73-80.
17. Гриценко А. И. и др. — Газ дело, 1971, № 2, с. 20—23.
18. Толстов В. А. и др. — Газ. пром., 1975, № 5, с. 28—30.
19. York О. И. —Chem. Eng. Progr., 1954, vol. 50, № 8, p. 421—424.
20. Carpenter C. 0., Othmer L. F. — AIChE Journal, 1955, vol. 1, № 4, p. 256—259.
21. Niemeyer E. R. — Petrol. Refiner, 1961, vol. 40, № 6, p. 155—157.
22. Гвоздев Б. П. и др, — Труды ВНИИгаз, 1964, вып. 21/39, с. 26—29.
23. Гусейнов А. С. и др. — Газ. пром., 1972, № 9, с. 9—13.
24. Мягков Б. И. Волокнистые туманоуловители. М., ЦНИИТЭнефтехим, 1973.
55 с.
25. Рахмилевич 3. 3., Золоторевский В. С. Повышение экономичности и надеж-
ности газомоторных компрессоров типа 10 ГК. М., ВНИИОЭНГ, 1969. 85 с.
26. Золоторевский В. С., Смерека Б. С., Тюрин П. П. Газомотокомпрессоры
большой мощности фирмы «Купер-Бессемер». М., ВНИИЭгазпром, 1969. 46 с.
27. Френкель М. И. Поршневые компрессоры. Л., Машиностроение, 1969. 740 с.
28. Страхович К. И. и др. Компрессорные машины. М., Гостопиздат, 1961. 600 с.
29. Мисарек Д. Турбокомпрессоры. М., Машиностроение. 1968. 234 с.
30. Дубинин М. М. Компрессорные установки в нефтяной и газовой промышлен-
ности. М., Недра, 1970. 183 с.
31. Розенфельд Л. М., Ткачев А. Г. Холодильные машины и аппараты. М., Гос-
топиздат, 1960. 656 с.
32. Тепловые и конструктивные расчеты холодильных машин/Под ред. Н. Н. Кош-
кина. Л., Машиностроение, 1976. 463 с.
33. Берлин М. А. Ремонт и эксплуатация насосов нефтеперерабатывающих за-
водов. М., Химия, 1970. 279 с.
34. Каталог-справочник герметических электронасосов и электродвигателей.
Кишинев, 1969. 95 с.
35. А. с. 169061, 1965 г. (СССР).
36. Пат. 3410540, 1968 г. (США).
459
37. Delnicki П7. V., Wagner I. L. — Chem. Eng. Progr., 1970, vol. 66, № 3, p. 50.
38. Берлин M. А., Коробко В. Д. Основное технологическое оборудование за-
рубежных ГПЗ. М., Химия, 1977. 248 с.
39. Oil a. Gas J., 1978, vol. 76, № 14, р. 72—83.
40. Бахшиян Д. Ц., Гореченков В. Г., Александров И. А. — Нефтеперераб. и
нефтехим., 1979, № 5, с. 45—47.
41. Проектирование установок первичной переработки нефти. М., Химия, 1975.
197 с. а
42. Семенцов А. Д. и др. — Хим. и технол. топлив и масел, 1971, № 9, с. 33—38.
43. А. с. 351557, 1972 г. (СССР).
44. А. с. 634756, 1978 г. (СССР).
45. Труды ВНИПИгазпереработки, 1977, вып. 3.
46. Тарелки клапанные прямоточные. Методика гидравлического расчета
РТМ 26-02-16—72. М., Минхимнефтемаш, 1972. 105 с.
47. Бахшиян Д. Ц., Гореченков В. Г., Александров И. А., Грипас Л. В. — Хим.
и технол. топлив и масел. 1978, № 12, с. 34—37.
48. Гореченков В. Г. и др. — В кн.: Переработка газа и газового конденсата.
М., ВНИИЭгазпром, 1976, № 6, с. 8—14.
49. Касаткин А. Г. и др. — Хим. пром., 1963, № 4, с. 12—14.
50. Суш-Шик Л. Е., Аэров М. Э., Быстрова Г. А. — Хим. пром.. 1962, № 7,
с. 53—55.
51. Михеев М. А., Михеева И. М. Основы теплопередачи. М., Энергия, 1977.
343 с.
52. Кафаров В. В. Основы массопередачи. М., Высшая школа, 1972. 494 с.
53. Каневец Г. Е. Обобщенные методы расчета теплообменников. Киев, Наукова
думка, 1979. 326 с.
54. Шмеркович В. М. Аппараты воздушного охлаждения для технологических
установок, нефтеперерабатывающих заводов. М., ЦИНТИхимнефтемаш,
1967. 125 с.
ПРИЛОЖЕНИЕ
Значение
пр 0,010 0,050 0,100 0,200 0,400 0,600 0,800
0,30 6,045 6,043 6,040 6,034 6,022 6,011 5,999
0,35 5,906 5,704 5,001 5,895 5,882 5,810 5,858
0,40 5,763 5,761 5,757 5,751 5,738 5,726 5,713
0,50 5,465 5,463 5,459 4,453 5,440 5,427 5,414
0,55 0,032 5,312 5,309 5,303 5,290 5,278 5,265
0,60 0,027 5,162 5,159 5,153 5,141 5,129 5,116
0,65 0,023 0,118 5,008 5,002 4,991 4,980 4,968
0,70 В 0,020 0,101 0,213 4,848 4,838 4,020 4,818
0,75 0,017 0,088 0,183 4,687 4,679 4,672 4,664
0,80 0,015 0,078 0,160 0,345 4,507 4,504 4,499
0,85 0,014 0,069 . 0,141 0,300 4,309 4,313 4,316
0,90 0,012 0,062 0,126 0,264 0,596 4,074 4,094
0,93 0,011 0,058 0,118 0,246 0.545 0,960 3,920
0,95 0,011 0,056 0,113 0,235 0,516 0,885 3,763
0,97 0,011 0,054 0,109 0,225 0,490 0,824 1,356
0,98 0,010 0,053 0,107 0,221 0,478 0,797 1,273
0,99 0,010 0,052 0,105 0,216 0,466 0,713 1,206
1,00 0,010 0,051 0,103 0,212 0,455 0,750 1,151
1,01 0,010 0,050 0,101 0,208 0,445 0,728 1,102
1,02 0,010 0,049 0,099 0,203 0,434 0,708 1,060
1,05 0,009 0,046 0,094 0,192 0,407 0,654 0,955
1,10 0,008 0,042 0,086 0,175 0,367 0,581 0,827
1,15 0,008 0,038 0,079 0,160 0,334 9,523 0,732
1,20 0,007 0,036 0,073 0,148 0,305 0,474 0,657
1,30 0,006 0,031 0,063 0,127 0,259 0,399 0,545
1,40 0,005 0,027 0,055 0,110 0,224 0,341 0,463
1,50 0,005 0,024 0,048 0,097 0,196 0,297 0,400
1,60 0,004 0,021 0,043 0,086 0,173 0,261 0,350
1,70 0,004 0,019 0,038 0,076 0,153 0,231 0,309
1,80 0,003 0,017 0,034 0,068 0,137 0,206 0,275
1,90 0,003 0,015 0,031 0,062 0,123 0,185 0,246
2,00 0,003 0,014 0,028 0,056 0,111 0,167 0,222
2,20 0,002 0,012 0,023 0,046 0,092 0,137 0,182
2,40 0,002 0,010 0,019 0,038 0,076 0,114 0,150
2,60 0,002 0,008 0,016 0,032 0,064 0,095 0,125
2,80 0,001 0,007 0,014 0,027 0,054 0,080 0,105
3,00 0,001 0,006 0,011 0,023 0,045 0,067 0,086
3,50 0,001 0,004 0,007 0,015 0,079 0,043 0,056
4,00 0,000 0,002 0,005 0,009 0,017 0,026 0,033
462
Г /° — / ] (0)
L RTKp J
₽пр
1,000 1,200 1,500 2,000 3,000 5,000 7,000 10,000
5,987 5,975 5,957 5,927 6,068 5,748 5,628 5,446
5,845 5,833 5,814 5,783 5,721 5,595 5,469 5,278
5,700 5,687 5,668 5,636 5,572 5,442 5,311J 5,113
5,40! 5,308 5,369 5,336 5,270 5,135 4,999 4,791
5,252 5,239 5,220 5,187 5,121 4,286 4,849 4,638
5,104 5,091 5,073 5,041 4,976 4,842 4,704 4,492
4,956 4,945 4.921 4,896 4,033 4,702 4,565 4,353
4,808 4,797 4,781 4,752 4,693 4,566 4,432 4,221
4,655 4,646 4,632 4,607 4,554 4,434 4,303 4,095
4,494 4,483 4,470 4,459 4,413 4,303 4,178 3,974
4,316 4,316 4,312 4,302 4,269 4,173 4,056 3,857
4,108 4,118 4,127 4,132 4,119 4,043 3,935 3,744
3,953 3,976 4,000 4,020 4,024 3,963 3,863 3,678
3,825 3,865 3,904 3,940 3,958 3,910 3,815 3,634
3,658 3,732 3,796 3,853 3,890 3,056 3,767 3,591
3,544 3,652 3,736 3,806 3,054 3,829 3,743 3,569
3,376 3,558 3,670 3,758 3,018 3,801 3,719 3,548
2,584 3.441 3.598 3,706 3,782 3,774 3,695 3,526
1,796 3,283 3,516 3,652 3,744 3,746 3,671 3,505
1,627 3,039 3,422 3,595 3,705 3,718 3,647 3,484
1,359 2,034 3,030 3,398 3,583 3,632 3,575 3,420
1,120 1,487 2,203 2,965 3,353 3,484 3,453 3,315
0,968 1,239 1,719 2,479 3,091 3,329 3,329 3,211
0,857 1,076 1,443 2,079 2,807 3,166 3,202 3,107
0,698 0,860 1,116 1,560 2,274 2,825 2,942 2,899
0,580 0,716 0,915 1,253 1,857 2,486 2,679 2,692
0,505 0,611 0,774 1,046 1,549 2,175 2,421 2,486
0,440 0,531 0,667 0,894 1,318 1,904 2,177 2,285
0,387 0,466 0,583 0,777 1,139 1,672 1,953 2,091
0,344 0,413 0,515 0,683 0,996 1,476 1,751 1,908
0,307 0,368 0,458 0,606 0,880 1,309 1,571 1,736
0,276 0,330 0,411 0,541 0,782 1,167 1,411 1,577
0,226 0,269 0,334 0,437 0,629 0,937 1,143 1,295
0,187 0,222 0,275 0,359 0,513 0,761 0,929 1,058
0,155 0,185 0,228 0,297 0,422 0,621 0,756 0,858
0,130 0,154 0,190 0,246 0,348 0,508 0,614 0,689
0,109 0,129 0,159 0,205 0,288 0,415 0,495 0,545
0,069 0,081 0,099 0,127 0,174 0,439 0,270 0,264
0,041 0,045 0,058 0,072 0,095 0,116 0,110 0,061
463
>£>
о
Значение
000'01 -соо^- 00 СЧ © О —1 Г- © — о* о4 о oi" сп — СО — Г- СО 00 © 00 00 — ©_ СП оо оо со со г-~ Г-' ©' ©" оо СО сч г* сч © — © ci 00 0О_ СП СО М’ © © "Ч* ’’t "'t © Г- оо о СО 00 U0 Г-. о сч 00 СЧ — —-„О_ сч сч сн сч 2 СЧ © — О со„о<©„ 00' со' со" со" сч L© Г- О Qi СП СО Tf <30 00 с© 010.0.^ ©Г —< o’ о СЧ СЧ СП 1© — Qi 1© 00 ’St о' о" о' о* о" 1111 rt О Qi 1© 1© СО Qi — л г- оо <Ю О. <о <о о' о' — —" 1 1 1 1 1
о ф сч -ЧМ © —• 2 ь- © ео — <5 00 Ю -н С© О © •'f Qi г- сч СЧ СЧ 00 Г- М* оо СЧ СО — СЧ СП оо сч оо СО Tf 00 СЧ Тр со — со тГ сч Г- сч О © сч 1~— СП о СЧ м* О О Qi © г- — © © — СО © —' СЧ тГ г- © тг О © сч сч сч о Г- 00 Qi —. 1© —< СЧ 1© о СЧ о соф-* — — О СО СЧ 1© со СЧ СО 1© о г- СП со ООСЧСОСЧЬ- С© г— г—. 00 со
Г- о о о сп о~> оо" Г- Г- © © © © ’'f Tfl Tf со 00 СО со со со со сч сч — — о о о 1 о' о о' о о 1 1 1 1 1 о о о do 1 1 1 1 1
о © — оо со с© СО 00 СЧ ti ь? Qi © - © о С © Г- -rf Г- © ’Ф ь- сч СО Г- — © © CO 00 О — оо О О СО © с© © о © сч о © © © © © 00 Qi о —< СЧ 00 П- П- © © 1© П- О L© о СО С© сч Г- Tf4 ' ь- сч со С© Tf> СЧ СЧ СО О о оо сч О 1© —' о сч п- <— 00 СО 1© — 00 сч Qi СО СО СО ’St 1© ь. — — о о <© Oi — 1© 00 L0 1© с© с© О
ю о О о О) оо СО Г- Г- © © LOirjTfTfTt 00 со СО со 00 СО 00 СЧ СЧ —' — О о о о о о о о о 1 1 1 1 1 о © о О О 1 1 1 1 1
ООО СЧ СП 00 СП СП О СЧ '’t' 00 о? © — © Qi оо Qi о © оо Qi со © Г'- — СЧ СО О СП ю сч — со со оо Ь- Ь- П-Г- СО со со О 00 о © тп © — Г— © С© 1© 1© © © тГ 00 СЧ СЧ О г- Г- Tf« С <© Qi СО ~ 00 —. Tf Qi О тГ оо — СЧ о г- 1© о со О о —< сч —. — 1© —< с© тГ Г- Qi СО 1© СЧ СЧ СЧ СО со С© — со 1© сч Г—. <© о сч ’=* со °©
СО о 6 6 °о" © Г- Г- © © © Tf Tf -ф СО 00 00 СО со со 00 СЧ СЧ —' о с с" о о о о о о О О 1 1 1 1 1 о о о о о 1 1 1 1 1
ООО Г'- СЧ Г” 2 сч сч СЧ СО о О © — © Qi Г- СЧ Г- СП 0Q © СО — СЧ © СЧ СО о 00 С> о оо г- со © — сн © п- со оо СЧ СП г- — ’tcO© — 1© СО — 00 1© © •'t 0О — О с© — —< < О оо с© О с© СП со СЧ с© СО 00 О °о 1© Qi г- г- о с© о — ООО — со СП о — сч С© Oi СЧ — — — сч сч г- СП 00 со © СО Г— Qi О СЧ сч сч сч со
см — о О СП оо О s N <с и: © т!4 «ф 00 СО со СО об со 00 сч сч —< о о О о" О о о о о~ о" о о 1 II 1 1 о d 6 6 о 1 1 1 1 1
500 сч — —* S? м- оо сч со 5? О СО — © 00 СЧ ТГ г- г- © © —« СП о СЧ СО СП 00 to Tf 00 — О О 00 CO U0 СО 00 Г- СЧ О1 п- сч СО со L© о Qi © СЧ © © со СЧ о о ОСРГ-.Г'- — I© Qi —1 00 00 С© Tf С© 00 оо оо сч со со — о °0 СЧ <© сч — о о о ’*('-<©00 — Oi — со О СО о — — — — ЧИ ТГ — Tt со Qi о — сч со —. сч сч сч сч
— — о О СП оо’ © Г- © © © Ю со со 00 со со со сч СЧ — о о о о о о о’ о 1 1 о о о о о 1 1 1 1 1 о о’ со о’ о 1 1 1 1 1
200 LOS-SC4 1Л 00 сч сч о О ф — LO оо СО 00 Г- © СЧ тГ о оо СП 00 СЧ со Oi СО оо 00 —« © Г- со СП Г- © СО — СЧ Г- СЧ СП п- П- п- Tf СЧ 1© © СЧ © © Qi Th СО — СП 1© СОООСОСО — сч г- п- о оо Г-. оо с© 1© со ,218 | ,115 ,046 ,004 ,040 Ь- оо 1© со ю оо о сч о о — — — СО тГ О — 00 © с© г- 00 00
— — о О СП оо 00 Г— со со © © Tf Tf со со СО со СО СЧ СЧ — о о о о О О О О О 1 1 О О О О О 1 1 1 1 1 СО о о о о 1 1 1 1 1
о _ . _ ©00 сч о — сч оо СО Tf СЧ © оо О © — - - - -Г * СП 00 — о о 00 со О оо Tf 00 СП оо оо сч сч © ci со © © СО СП rt сч OO-rfCO — СЧ Г- СЧ Ci г- О СЧ -ф — © П- 00 © Г- Г- Tf- со — ’Ф со С Г- Г- Qi Qi 00 Г- — i© ’Sf —« оо c© Tf co .203 ,111 ,049 ,005 ,027 — О 1© со о 1© г- со а сч ООО — — о г- СЧ СЧ 00 со СО rf 1© I©
о 00 Ь- со со © I© Tf тг СО 00 СО 00 со сч — — о о о о О О О О О о о о о о II 1 1 1 о о о о о 1 1 1 1 1
ПРЕДМЕТНЫЙ УКАЗАТЕЛЬ
Абсорбенты 122 сл., 138 сл., 140 сл.,
157 сл., 198 сл., 208 сл., 223 сл.,
231 сл., 236, 272 сл.
Абсорбционный метод 122 сл., 138 сл.,
194 сл., 202 сл.
Абсорбция 195 сл., 306 сл., 310 сл.
Абсорбция низкотемпературная (НТА)
13 сл., 37, 194 сл., 206 сл., 253 сл.,
260 сл., 268 сл., 307, 314, 333 сл.
алгоритмы расчета 269 сл.,
294 сл., 314, 318 сл.
двухступенчатая 217
с предварительным насыщением
абсорбента 209, 213 сл.
с промежуточным охлаждением
209 сл.
со съемом тепла абсорбции 209
технологические схемы 239 сл.,
318 сл.
Адип-процесс очистки 147 сл., 160
Адсорбенты 129 сл., 275 сл.
Адсорбер 280
Адсорбционно-отпарная колонна
(АОК) 203 сл., 207, 212 сл., 218 сл.,
224, 229 сл., 232, 246, 260, 263,
268 сл., 319 сл., 395
Адсорбционные методы 128 сл., 269 сл.,
274 сл., 318 сл.
Азот 17 сл., 25, 31,34 сл., 40, 48, 50 сл.,
54 сл., 67 сл., 85, 102
Активность 44
Алгоритмы расчета 329 сл.
абсорбции 307 сл.
адсорбции 318 сл.
аппарата тарельчатого 311 сл.
испарения однократного 294 сл.
конденсации 294 сл., 314 сл.
оптимизации 331 сл.
разделения 292 сл.
расширения 305 сл.
ректификации 326 сл.
смешения 292 сл.
схем переработки газа 269 сл.
теплообмена 289 сл., 291 сл.
температуры кипения 293 сл.
точки росы 293 сл.
эвристический 344 сл., 348 сл.,
351 сл.
Алканоламины 138, 157 сл., 283 сл.
Анализ
процессов переработки газа 254 сл.
схем низкотемпературной конден-
сации 190, сл., 251
---- ректификации 252
Аппаратура 357 сл. а , ,
компрессоры 373 сл.
колонны 382 сл.
Аппаратура
насосы 382 сл.
для очистки газа от механических
примесей 360 сл.
разделительная 358 Гел.
теплообменная 413 ^сл., 432 сл.
холодильные машины 378 сл.
Аппараты воздушного'охлаждения
438 сл.
Бенедикта—Вебба—Рубина уравнение
(БВР) 30 сл., 36 сл., 47 сл., 53,
79, 91, 93, 95, 103
Блок-схема расчета
абсорбции 308
абсорбционной осушки 270
адсорбционной осушки 274
гидравлического тарелок 404, 408
однократной конденсации (испа-
рения) 300
предотвращения гидратообразо-
вания 281
расширения 305
регенерации адсорбента 277
температуры кипения (точки росы)
293
теплообменников 290 сл.
н-Бутан 11, 17 сл., 23, 25, 31, 34 сл.,
38, 40, 48, 51, 59, 64, 67 сл., 70,
81 сл., 88, 98, 100, 102, 302
Ветрококк-процесс 141 сл., 158 сл.
Влагосодержание 113 сл., 271, 274 сл.
Вязкость 106 сл.
Газовый бензин 13, 169
Газовый конденсат22 сл., 25сл., 258 сл.
Газофракционирующие установки
(ГФУ, ЦГФУ) 262
н-Гексадекан 59
н-Гексан 17, 25, 31, 34 сл., 38, 40, 51,
59, 64, 67 сл., 70, 82, 84 сл., 89, 98,
100, 302
н-Гептан 31, 34 сл., 38, 40, 48, 51, 59,
64, 67, сл., 70, 82, 84, 89, 98
Гидратообразование 116 сл., 281 сл.
Гликоли 119, 122 сл., 272 сл.
Гравитационное осаждение 366 сл.
Групповой состав 24
Давление
критическое 60 сл., 67, 69 сл.,
96 сл., 160 сл.
— истинное 73 сл.
насыщенных паров 46, 66 сл., 69 сл.
псевдокритическое 74 сл.
сходимости 57 сл., 62 сл.
466
Дегидратация см. Осушка газа
н-Декан 31, 34 сл., 38, 40, 48, 51, 59,
64, 67 сл., 70, 82, 84, 89
Деметанизация 222, 225 сл.
Десорбция 61, 195, сл., 232 сл.
Деэтанизация 61 сл., 226 сл.
Диаграмма
выбора процесса очистки 158 сл.
давление—объем 160
давление—температура 160
Крейсера 199
Диоксид углерода 17 сл., 25, 31, 34 сл.,
40, 48, 50 сл., 59, 67 сл., 102, 135 сл.,
142 сл., 149 сл., 156 сл.
ДЭА-очистки процесс 145 сл.
Изобутан 17 сл., 25, 31, 34 сл., 38, 40,
48, 51, 59, 64, 67 сл., 70, 81 сл., 88,
100, 102
Изопентан 17 сл., 25, 31,34 сл., 40, 48,
51, 59, 64, 67 сл., 70, 82, 84 сл., 89,
100, 102
Ингибирование 116 сл.
Испарение однократное (ОИ) 294 сл.
Калашникова—Клименко метод 47,
53 сл.
Кея правило 71
Колонны 389 сл.
адсорбционно-отпарные (АОК)
203 сл., 207, 212 сл., 218 сл.,
224, 229 сл., 232, 246, 260, 263,
268 сл., 319 сл., 395
конденсационно-отпарные 247
расчет гидравлический 405 сл.,
409 сл., 411 сл.,
ректификационно-отпарные 247
Компрессоры 373 сл.
Компримирование 287 сл.
Конденсационно-отпарная колонна
247 сл.
Конденсация 160 сл.
Конденсация низкотемпературная
(НТК) 14, 119 сл., 163 сл., 167 сл.,
253 сл., 258 сл., 261, 305 сл., 313 сл.,
333 сл.
алгоритмы расчета 294 сл., 314 сл.,
344 сл.
с внешним холодильным циклом
168 сл.
с внутренним холодильным циклом
180 сл.
двухступенчатая 176 сл., 181 сл.,
185 сл., 187 сл.
одноступенчатая 168 сл., 170 сл.,
179, 183 сл., 254 сл., 313 сл., 355
трехступенчатая 178 сл., 188 сл.
с турбодетандером 181 сл., 185 сл.,
190 сл., 256 сл.
Конденсация однократная (ОК) 164 сл.,
294 сл.
Константа
бинарного взаимодействия 34 сл.,
37 сл.
равновесия Рауля—Дальтона 43
фазового равновесия (КФР) 43,
47 сл., 53сл., 56 сл., 62 сл., 199 сл.,
273, 295
Концентрации
массовые 28 сл.
мольные 28, 45
объемные 28 сл.
Коэффициент
аддиабаты 288
активности 43 сл., 45, 47 сл., 53
извлечения 198, 200, 215 сл., 220,
223 сл., 229, 257, 303 сл.
летучести 43 сл., 45, 47 сл.
сепарации 358 сл.
сжимаемости 41 сл., 67, 78 сл., 289
теплопроводности 110
трения 277
Кремсера—Брауна уравнение 199,
269 сл., 307 сл.
Кристаллогидраты 115 сл.
Критические параметры 67, 69 сл.,
96 сл., 107 сл., 160 сл.
Летучесть 29, 36, 44, 46 сл., 54 сл.
Ли—Кеслера метод 93, 106
Ли—Эдмистера уравнение 39 сл.
Ли—Эрбара—Эдмистера метод 47,
49 сл., 91, 103
Маслоабсорбционные установки (МАУ)
204 сл., 228
Метан 22, 25, 31, 34 38, 40, 48, 50 сл.,
58 , 64, 67 сл., 70, 81 сл., 88, 98, 102,
179, 223 сл., 302
Метод
Калашникова—Клименко 47,53сл.
Ли—Кеслера 93, 106
Нейрея 57, 62 сл., 65
Ли—Эрбара—Эдмистера 47, 49 сл.,
91, 103
Чао—Сидера 47, 49
NGPA 49, 57 сл., 62, 64 сл., 303
Моделирование схем 313 сл.
Модуль абсорбции см. Узел абсорбции
Модуль десорбции см. Узел десорбции
Модуль деэтанизации’см. Узел деэтани-
зации
Модуль-разделитель 292
Модульный принцип 313 сл.
Молекулярная масса 28 сл., 36, 67 сл.
Монометаноламин (МЭА) 123, 140,
142 сл., 282 сл.
МЭА-очистки процесс 142 сл., 282 сл.
467
Насадки
жалюзийные 368 сл.
сетчатые 370 сл.
Насосы 382 сл.
Нейрея метод 57, 62 сл.
Нефтяные газы 16 сл., 23, 27 сл., 93,
135 сл., 158 сл., 167 сл., 173 сл.,
192 сл., 222 сл., 253 сл., 257, 262 сл.,
302
Низкотемпературная абсорбция см.
Абсорбция низкотемпературная
Низкотемпературная конденсация см.
Конденсация низкотемпературная
Низкотемпературная ректификация
см. Ректификация низкотемператур-
ная
Низкотемпературная сепарация см.
Сепарация низкотемпературная
н-Нонан 34 сл., 38, 40, 51,59, 64, 67 сл.,
82, 84
Объем
критический 69 сл., 75 сл., 96 сл.
мольный 78 сл., 85 сл.
н-Октан 31, 34 сл., 38, 40, 48, 51, 59,
64, 67 сл., 70, 82, 84, 89, 98
Оптимизация процессов 218 сл., 254,
328 сл., 331 сл.
Осушка газа (Дегидратация) ИЗ сл.
абсорбцией 122 сл.
адсорбцией 128 сл.
Очистка газа 135 сл.
абсорбцией физической 138 сл.
адсорбцией 269 сл., 276 сл.
аминами 282 сл.
выбор растворителя 157 сл.
— способа 140 сл.
растворителями 139 сл., 142 сл.,
149 сл.
хемосорбцией 138
н-Пентан 17, 25, 31, 34 сл., 38, 40, 48,
51, 59, 64, 67 сл., 70, 82, 84 сл., 89,
98, 100, 102, 302
Переработка криогенная 36
Плотность 17, 24 сл., 29, 32, 68, 78 сл.,
81 сл.
критическая 33, 36
Получение
С2+ВЫСшие 168, 175 сл., 180, 188 сл.,
202 сл., 242 сл., 256
Сз+высшие 168 сл., 178 сл., 183 сл.,
190 сл., 202 сл., 243 сл., 250 сл.
С^+высшие 211, 242 сл., 247 сл.
Принцип соответственных состояний
42 сл., 87, 102 сл.
Природные газы 22 сл., 27 сл., 36,
92 сл., ИЗ сл., 135 сл., 158 сл.,
240сл., 257 сл., 262 сл.
468
н-Пропан 17 сл., 23, 25, 31, 34 сл., 38,
48, 51, 59, 64, 67 сл., 70, 81 сл., 88,
98, 100, 102, 168 сл., 173 сл., 179,
183,185,187, 202 сл., 223 сл., 229 сл.,
234 сл., 239 сл., 243 сл., 302 сл.
Пропилен 9 сл., 17 сл., 25, 34 сл., 40,
59, 64, 67 сл., 70, 82
Профиль
изменения содержания компонен-
тов 220 сл.
потоков 311 сл.
температур 219, 225
теплосъема 217, 219
Процессы переработки газа ИЗ сл.,
135 сл., 160- сл., 195 сл., 247 сл.,
253 сл., 258 сл., 268 сл., 313 сл.
абсорбция 122 сл., 138 сл., 195 сл.,
202 сл.
— низкотемпературная (НТА)
13 сл., 37, 194 сл., 206 сл., 253 сл.,
260 сл., 268 сл., 307, 314, 333 сл.
адсорбция 128 сл., 269 сл., 274 сл.,
318 сл.
алгоритмы расчета269 сл., 294 сл.,
307 сл., 314 сл., 318 сл., 329 сл.
анализ 254 сл.
испарение однократное 160 сл.,
294 сл.
компримирование 287 сл.
конденсация 160 сл.
— низкотемпературная (НТК)
163 сл., 167 сл., 180 сл., 183 сл.,
190 сл., 205, 334 сл.
— однократная 160 сл., 294 сл.
области применения 253 сл.
оптимизация 218 сл., 254, 328 сл.
осушка ИЗ сл.
— абсорбцией 122 сл.
— адсорбцией 128 сл.
очистка 135 сл., 157 сл.
природного 262 сл.
расчет 268 сл., 313 сл.
расширение в детандере 305 сл.
ректификация низкотемператур-
ная (НТР) 247 сл.
теплообмен 287 сл.
Псевдокритические параметры 69 сл.
Пуризол-процесс 152 сл., 158 сл.
Равновесие гетерогенных систем 27 сл.
Расчет
абсорбции 268 сл., 306 сл.
абсорбции—ректификации 310 сл.
абсорбции 274 сл.
аппарата воздушного охлаждения
438 сл.
гравитационного осаждения
366 сл., десорбции 276 сл.
колонны гидравлический 405 сл.,
409 сл., 411 сл.
Расчет
компримирования 287 сл.
насадок 368 сл., 370 сл.
низкотемпературной абсорбции
318 сл.
— конденсации 314 сл.
— ректификации 326 сл.
однократной конденсации (испа-
рения) 294 сл.
очистки аминовой 282 сл.
предотвращения гидратообразо-
вания 281 сл.
процессов переработки газа 268
сл., 313 сл.
разделения 292 сл.
расширения 305 сл.
смешения 292 сл.
теплообмена 289 сл., 291 сл.
теплообменной аппаратуры 420 сл.,
432 сл., 438 сл.
теплопередачи 422 сл., 426 сл.,
429 сл.
фазового равновесия 27 сл.
фильтр-элементов 372 сл.
центробежных элементов 369 сл.
Рауля—Дальтона константа 43
Редлиха—Квонга уравнение (РК) 30,
37, 39, 47 сл., 91, 93, 103
Ректификационно-отпарная колонна
247 сл.
Ректификация 306 сл.
Ректификация низкотемпературная
(НТР) 247 сл., 268 сл., 258 сл.
алгоритмы расчета 313, 326 сл.
технологические схемы 326 сл.
Селексол процесс 150 сл., 158 сл.
Сепарация низкотемпературная (НТС)
117, 258 сл.
Сепараторы 357 сл., 360 сл., 363 сл.
Сероводород 17 сл., 25, 34 сл., 48,
50 сл., 59, 67 сл., 135 сл., 142 сл.,
149 сл., 156 сл., 282 сл.
Серы содержание 24
Синтез технологических схем 333 сл.
Сжиженный газ 11 сл., 84 сл.
Старлинга—Хана уравнение 32,
36 сл., 56 сл., 91, 103
Стредфорд процесс 141, 158 сл.,
Сульфинол процесс 154 сл., 158 сл.
Схема
аппарата тарельчатого 311
балансовая низкотемпературной
абсорбции 245 сл.
— — конденсации 169 сл.
— — ректификации 249
колонны конденсационно-отпар-
ной 248
— ректификационно-отпарной 248
материальных потоков в абсор-
бере 195 сл.
тарелки клапанной 392
Температура
гидратообразования 116
застывания 24
кипения 66 сл., 293 сл.
— среднекубическая 73 сл.
— среднемассовая 79 сл.
— среднемольная 70 сл.
— среднеусредненная 74 сл.
критическая 33, 36, 59 сл., 67,
69 сл., 96 сл., 160 сл.
псевдокритическая 71 сл.
Теплоемкость 97 сл.
Теплообмен 289 сл.
Теплообменное оборудование 413 сл.,
432 сл.
Теплопередача
в комплексе аппаратов (элемен-
тов) 429 сл.
в ряду аппаратов (элементов)
426 сл.
в элементе 422 сл.
Теплопроводность 109 сл.
Теплота сгорания 16 сл., 68
Теплофизические свойства 27 сл.,
66 сл.
Термодинамические свойства 29 сл., 36
Технологическая схема
абсорбционной установки 203
низкотемпературной абсорбции
239 сл., 242 сл., 263, 318
— конденсации 166 сл., 168, 171,
173, 175, 179, 181, 183 сл., 187,
189, 192, 315, 334 сл., 355
— ректификации 248, 250, 326 сл.
— сепарации 260 сл., 263
осушки адсорбцией 133
— с вакуумной регенерацией гли-
коля 126
— гликолями 125
— охлаждением с впрыском гли-
коля-ингибитора 120
— фирмы Притчард 128
очистки раствором алканоламина
144
подготовки газа к транспортиро-
ванию с утилизацией метанола 118
получения Сз+высшие 175, 177,
189, 203
— Сз+высшие 168, 171, 173, 179,
181, 184, 185, 187, 192, 203
процесса Пуризол 153
— Селексол 151
— Флюор 150
синтез 333 сл.
узла абсорбции 207, 213 сл., 218,
222 сл.
469
Точка росы ИЗ, 121 сл., 293 сл.
депрессия 125 сл., 128
равновесная 123 сл.
Турбодетандер 180 сл., 190 сл., 250 сл.
Углеводородные смеси
вязкость 106 сл.
давление критическое 73 сл.
—^насыщенных паров 69 сл.
— псевдокритическое 74 сл.
диаграмма давление—объем 160
— давление—температура 160 сл.
критические параметры 96_сл.,
160 сл.
объем критический 75 сл.
— мольный 86
плотность 83
свойства 27 сл., 36, 66 сл.
температура критическая 71 сл.,
75 сл.
— псевдокритическая 72
теплоемкость 97 сл.
теплопроводность 109 сл.
фактор ацентричности 77 сл.
энтальпия 87 сл.
энтропия 102 сл.
Удельный объем 36, 67 сл.
Узел абсорбции (Модуль абсорбции)
207 сл., 213 сл., 217 сл., 222
десорбции (Модуль десорбции)
232 сл.
деэтанизации (Модуль деэтани-
зации) 226 сл.
разделения (Модуль разделения)
292
смешения (Модуль
смешения) 292 сл.
теплообмена 287 сл.
Ундекан 34 сл., 70
Уравнение
Бенедикта—Вебба—Рубина
(БВР) 30 сл., 36 сл., 47 сл., 53, 79,
91, 93, 95, 103
Кремсера—Брауна 199, 269, 307 сл
Ли—Эдмистера 39 сл.
Ли—Эрбара—Эдмистера 47, 49 сл.,
91, 103
расчета абсорбции 195 сл.
Уравнение
Редлиха—Квонга (РК) 30, 37, 39,
47 сл., 91, 93, 103
состояния 30 сл., 42 сл., 47 сл.
Старлинга—Хана 32, 36 сл.,
56 сл., 91, 103
Чу—Праузнитца 37 сл., 47
Установки комплексной подготовки
газа (УКПГ) 259 сл.
Фазовое равновесие 27 сл., 43 сл.
Фактор
абсорбции 196 сл., 198 сл., 215,
308 сл.
ацентричности 33, 36 , 42 , 54 сл.,
68, 76 сл., 97
Физическая абсорбция 138 сл.
Фильтр-элементы 372 сл.
Флюор процесс 149 сл., 158 сл.
Фракционный состав 24
Характеристический фактор 98, 101
Хемосорбция 138
Химико-технологическая система
(ХТС) 313 сл.
Хладоагенты 171 сл.
Холодильные машины 378 сл.
Центробежный элемент сепараторов
369 сл.
Чао—Сидера метод 47, 49
Чу—Праузнитца уравнение 37 сл., 47
Эвристический алгоритм344 сл. 348 сл.,
351 сл.
Эконамин процесс 148, 158 сл.
Энтальпия 29, 36, 41, 87 сл.
Энтропия 29, 36, 41, 102 сл.
Этан 8 сл., 14, 16 сл., 22 сл., 25, 31,
34 сл., 38, 40, 48, 51, 59, 64, 67 сл.,
70, 81 сл., 88, 98, 100, 102, 175 сл.,
179, 188 сл., 202 сл., 206, 223 сл.,
228 сл., 242 сл., 257, 302
Этилен 34 сл., 59, 64, 67 сл., 70, 82
Эффективность абсорбции 198, 200 сл.,
215 сл.
NGPA метод 49, 57 сл., 62, 64 сл., 303
МАРК АБРАМОВИЧ БЕРЛИН,
ВАЛЕНТИН ГАВРИЛОВИЧ ГОРЕЧЕНКОВ
НИКОЛАЙ ПАВЛОВИЧ ВОЛКОВ
ПЕРЕРАБОТКА
НЕФТЯНЫХ
И ПРИРОДНЫХ
ГАЗОВ
Редактор
С. И. БАБУШКИНА
Художник
И. в. НОСОВ
Художественный редактор
н. в. носов
Технический редактор
в. м. скитина
Корректоры:
Т. С. ВАСИНА, М. А. ИВЛИЕВА
ИБ № 266
Сдано в наб. 02.04.81.
Подписано в печ. 01.06.81. Т-21218.
Формат бумаги 60Х901/1в.
Бумага тип. № 2.
Гарнитура литературная. Печать
высокая. Усл. печ. л. 29,50.
Усл. кр.-отт. 29,50.
Уч.-изд. л. 30,57. Тираж 3400 экз.
Заказ №451, Цена 1 р. 80 к.
Изд, № 328.
Ордена «Знак Почета»
издательство «Химия»,
107076, Москва, Стромынка, 13.
Ленинградская типография № 6
ордена Трудового Красного Знамени
Ленинградского объединения «Техническая книга»
им. Евгении Соколовой Союзполнграфпрома
при Государственном комитете
Совета Министров СССР
по делам издательств, полиграфии
и книжной торговли.
193144, г. Ленинград, ул. Моисеенко, 10.
Берлин М. А., Гореченков В. Г., Волков Н. П.
Б49 Переработка нефтяных и природных газов. — М.:
Химия, 1981. —472 с., ил.
В книге обобщены теоретические основы процессов переработки при-
родных и нефтяных газов и газового конденсата. Даны сведения об
аппаратуре, технологических схемах в машинах, методах проектирова-
ния газоперерабатывающих заводов.
Книга предназначена для инженеров-эксплуатационников и проекти-
ровщиков ГПЗ, может быть полезна студентам старших курсов химиче-
ских и нефтяных вузов при курсовом и дипломном проектировании.
6П7.43